книги / Расчеты химико-технологических процессов

При гетерогенном катализе на твердых пористых катализато* рах уравнения кинетики имеют различные формы в зависимости от стадии, лимитирующей общую скорость процесса.

а. В области внешней диффузии общее уравнение массопередачи имеет вид

1	dG „род	у.	- ч	(VI. 15>
и ~~ S	dx	~ * м ( САг ”	с Аг)
где k№— коэффициент массопередачи, м/ч			(kMдля	разных уело-»

вий можно найти в литературных источниках или определить экспериментально); Сдг — концентрация основного реагента А

в газе, моль/м3; Сдг — равновесная концентрация реагента А у по­

верхности катализатора, моль/м3.

Для нахождения размеров реактора иногда пользуются мето­ дом определения величин высоты единицы переноса массы (ВЕП) и числа единиц переноса. Высота каталитического реактора равна произведению ВЕП на число единиц переноса Z:

# Р = ВЕП2

(VI..16)

Здесь

ВЕП * O f/(M CpkHSyapCp)

(VI. 17)

где Gr — массовая скорость газа, кг/(м2*ч); Мср — средняя молеку* лярная масса компонентов газового потока; рсР — среднее лога­ рифмическое парциальное давление реагента А в пленке газа у поверхности катализатора

		(^ + раРа) - ( р + ^ а)		(VI. 18)
	Рср~	1п[(Р + РаРа)/(Р + рА(Ра)]
	где Ра— парциальное	давление	реагента А,	Па; рЛ/ — парци*
	альное давление реагента А на		поверхности	катализатора,	Па;
	Ра— изменение числа молей реагента А в результате реакции				(на
	1 моль исходного вещества А).

Значение ВЕП иногда определяют по эмпирическим уравнение ям вида

5удВЕП = В Rem (Рг')п

(VI. 19)

где В — эмпирический коэффициент;

Rcnp = dnpGrf(pt D)	и Рг* — |»г/(РгО)
Здесь dnр — приведенный диаметр	частиц катализатора, м; £> —

коэффициент диффузии реагента А в газе, м2/ч; рг и рг— вязкость и плотность газа при данных Р и Т в реакторе.

Число единиц переноса рассчитывают по уравнению

РА,	________ Pep d pA___________Г	NAJ	.... -
у __ Г		_________ ^ср^А» >«»А________
)	(^ + РаРа)(Ра - /» А|) "	) (1 + " аРа)(* л - Л \ )	20)
			V
РА

Ш

где NA и ЛГд. — мольная доля реагента А в газе и на поверхно­

сти катализатора; iVcp = pcp/P— среднее логарифмическое значелие концентрации реагента А в пленке газа.

Число единиц переноса определяется на ЭВМ либо методом приближенного графического интегрирования уравнения (VI. 20) с использованием графика, на оси ординат которого отложены

значения рА, а на оси абсцисс — значениерср/£(Р +		РАРА) (РА““ PA/)]t
б.	В области химической кинетики форма	уравнения зависит

от лимитирующей стадии поверхностного взаимодействия. Напри­ мер, для газовой реакции, протекающей в присутствии инертного вещества

А + В R + S

при лимитирующей стадии адсорбции компонента А на поверх­ ности катализатора кинетическое уравнение имеет вид:

		(	PR PS \
—иД=	KQKSPJSPR +	1	РА---К р Р в ) ______________	(VI. 21)
1 +		KBPQ+ KRPR + KsPs + ^ин^иы

Если лимитирующей стадией является поверхностное взаимодей­ ствие адсорбированных молекул А и В, то:

		. (	PR -	P S \
		*	д	J
	“А “	(> + К л Ра + * в Р в + KRPR +		K S PS +	<VI22)
	Соответственно при лимитирующей стадии— десорбции:
		и ( Ра Рв	PR ~ PS \
	_______________ V PS		* P	)	(VI. 23)
	A	1+ KAPA+ %BPB + ЯрРАРв/Ps + КИНР„„
	В уравнениях	(VI. 21)— (VI. 23)	/Ср — константа		равновесия
	поверхностной реакции; / ( а, К в, KR,		KS — константы		равновесия

адсорбции исходных компонентов газовой смеси и продуктов ре­ акции; Кии — константа равновесия адсорбции инертного вещества,

в. В области внутренней диффузии, например для реакции пер­ вого порядка или псевдомономолекулярной, средняя скорость ре­ акции внутри поры

1

*S a

* 1 - 1 И

d G A

d x — fesCA,.V

d G A

d x “ *CArV

(VI. 24)

(VI. 25)

Здесь So и vn— поверхность и объем поры; k s— константа скоро­ сти реакции, отнесенная к единице поверхности катализатора, м/ч;

112

у — поправочный множитель, характеризующий степень использо­ вания внутренней поверхности поры; у = Сх/Схг где Сд —средняя концентрация компонента А внутри поры; Саг — максимально возможная концентрация компонента А у поверхности катали­ затора.

Суммарную скорость каталитического процесса для реакции первого порядка можно определить, комбинируя уравнение для скорости массопередачи

1	dGA	,	щч
« — т	т г - Ч	Ч	- сО

с уравнением-диффузии и реакции внутри частицы:

1	dGA	ЛСА у
w = ---------	dx----
с0		Аг

Исключив неизвестную величину поверхностной концентрации продукта Сдг, получаем:

1	dOA	1	..
■ 5	dx	~ [S/(*vt>n)l + <1/M

или

n	A	(VI. 26)

1	dOA	1	сл	(VI. 27)
и =	dx ~
оп		|i/(»v)H -W № *S)J		r

-D м/ч).

частиц катализатора радиуса г имеем, на-

пример

	l	dGx	l
		A	(VI. 28)
	S	dx ~
			I3/(ftv<-)l + 0M«) C\

Кинетические расчеты в совокупности с материальными и теп­ ловыми балансами позволяют определить основные размеры ка­ талитического реактора. Важнейшими задачами расчетов являет­ ся также определение гидродинамических параметров реактора н поверхности теплообменных элементов.

Основные уравнения химической кинетики, а также закономер­ ности тепло- и массообмена не имеют существенных различий для реакторов с фильтрующим, кипящим (КС) или движущимся слоем катализатора. В кинетических уравнениях, характеризующих ре­ акторы кипящего слоя, изменяются лишь абсолютные величины составляющих этих уравнений по сравнению с неподвижным слоем. Так, значения k во взвешенном слое могут увеличиться в 3—10 раз за счет изотермического режима в реакторе КС, по срав­ нению с. адиабатическим в реакторе фильтрующего слоя, с одно­ временным увеличением эффективной (используемой) поверхности катализатора. Движущая сила процесса АС в результате переме­ шивания п реакторе КС может значительно понизиться, по сравне­ нию с реактором фильтрующего слоя, работающим в режиме.

из

близком к идеальному вытеснению. Понижение АС тем больше, чем больше заданная степень превращения и выше порядок ка­ талитической реакции. При малых степенях превращения и пер­ вом или псевдомолекулярном порядке реакции (частом для ^аталитических реакций) значения АС мало отличаются.

Основными гидродинамическими характеристиками реактора кипящего слоя служат прежде всего величины, определяющие пре­ делы существования взвешенного слоя — критические скорости взвешивания и уноса частиц катализатора. Кроме того, валяными характеристиками каталитических реакторов являются коэффи­ циент теплопередачи и гидравлическое сопротивление слоя ДА

Скорость начала взвешивания иу03в можно определить по фор­ муле

	Цевзп =		Аг/(1400 + 5,22 УЙ г)		(VI. 29>
где ReD50=!£'t,3A a,/v		и A r= (g d 3„ T/v2)[(p T- p r)/pr]; dm — диа*
метр зерна	катализатора,		м;	v — кинематический коэффициент
вязкости, м2/с; рт, рг— плотности твердых частиц					катализатора к
газовой смеси; g — ускорение свободного падения.
Истинная скорость начала взвешивания
			©ист — и»вээ/е		(VI. 30>
где е — порозность кипящего слоя.
Число взвешивания (псевдоожижения)
			W =	и>/а>азВ	(VI.31>
где w — фактическая		(рабочая)		скорость газа.	с точностью, до­
Уравнение	(VI. 29)	позволяет определить

статочной для технических расчетов. Более общей, для расчета широкого диапазона скоростей является формула

Юист = 0,5 V (94v/d)* + 3,7 (Pr/Pr) d - 47y j d (VI. 32>

Скорость газа, отвечающую уносу частиц доун, можно опреде­ лить из соотношения

Rey„ = Агмин/(18 4- 0,6 У Агмнк) (VI. ЗЗу

в котором Агмин определяется для наиболее мелких частиц твер­ дого материала с dMин.

Мерой предела существования взвешенного слоя служит соот­ ношение:

Юун/гоюв = (1400 + 5,22УАг)/(18 + 0,6 л/кт) (VI. 34>

При малых значениях Аг (мелкие частицы) Шун/^оэв -*■ 80, для больших значений Аг (крупные частицы) wyH/tа?взв->8. Для час­ тиц с *2кат = 0,2—4 мм, наиболее часто употребляемых в катали­ тических реакторах, юУи — (10-г- 15)tcfD3D,

Расчет поверхности теплообмена F, необходимый для отвода (подвода) теплоты из слоя катализатора, производят по общему

114

уравнению теплопередачи:

Q = kTF Ых

(VI. 35)

где kr — коэффициент теплопередачи.

Движущую силу теплопередачи At определяют по заданной температуре в слое tCa и температуре хладагента (теплоносителя) i Xfl. В кипящем слое благодаря перемешиванию наблюдается высо­ кая интенсивность переноса теплоты от зерен катализатора к по­ верхности теплообмена (или в обратном направлении), в резуль­ тате чего обеспечивается изотермический режим по высоте слоя и яо его сечению.

Для реакторов с фильтрующим слоем катализатора, работаю­ щих в адиабатическом режиме, в случае отсутствия теплообмен­ ных устройств конечную температуру реакционной смеси tK0н

можно определить по заданной начальной температуре t„i4
^кои = ^нач ^р^продЛ7	(VI. 36)

где <7р— тепловой эффект реакции, Дж на моль продукта; СпРод — безразмерная концентрация продукта в реакционной смеси; с — средняя теплоемкость реакционной смеси, Дж/(моль-°С).

Коэффициент теплопередачи kr определяют по формуле

Ih = l/(l/at + l/a2 + бсгАст)

(VI. 37)

где бет — толщина стенки теплообменного элемента, м; «ь а 2 —

коэффициенты теплоотдачи, Дж/ (м2-ч*°С);	— коэффициент
теплопроводности стенки, Дж/ (м • ч •°С).

При расчете реакторов с фильтрующим слоем катализатора •обычно определяют размеры теплообменников, расположенных вне слоев катализатора и предназначенных для отвода теплоты между стадиями катализа. Для этого производят тепловые расчеты с целью определения тепловых потоков, температур газа в различ­ ных точках реактора и т. п.

В реакторах взвешенного слоя благодаря изотермичности теп­ лообменники располагают внутри слоев катализатора и реакци­ онную теплоту отводят (или подводят) одновременно с протека­ нием каталитического процесса. В этом случае уравнение (VI. 37) приобретает вид

kf — 1/(1/с*пзп + ^стМст+	I/Пхл)	(VI. 38)
тде a fl3B — коэффициент теплоотдачи от	взвешенного слоя	к по­

верхности теплообмена; а Хл— коэффициент теплоотдачи от стенки •теплообменника к хладагенту.

Значение а Вэо во много раз превышает коэффициент теплоот­ дачи от неподвижного слоя. Для расчета а 03в при режиме высокой

турбулентности, т. е. при скорости газа wr. опт,	отвечающей макси­
мальному значению а оза, применяется формула:
Nu„aKc = 0,86Аг0,2	(VI. 39)
-При Wr < Wr, опт
Nu = 0,08Re°‘65Ar0'1	(VI. 40)

115

В уравнениях (VI. 39) н (VI. 40)

Nu = Свэо^кат/^г

где Хг— коэффициент теплопроводности газа, Д ж /(м*ч-0С). Тепловой расчет реакторов с движущимся катализатором, в ко­

торых осуществляются главным образом эндотермические реак-. ции, имеет характерные особенности. Одна из задач расчета — определение начальной температуры каталитического процесса а так называемой зоне интенсивного теплообмена. Теплообмен про­ исходит между нагретыми до высокой температуры частицами ка­ тализатора и потоком сырья (обычно парогазовая смесь).

Гидравлическое сопротивление фильтрующего слоя катализа­ тора можно определить по формуле

л р “ « ( * м . » К ) ( р, Ч / 2И	(VI.41)
где I — коэффициент сопротивления; Я0— высота	неподвижного

слоя, м; 5 ВНеш— удельная внешняя поверхность зерен катализато­ ра, м2/м3; щ — фиктивная скорость газа, м/с; ео— порозность не­ подвижного слоя.

При Re < 50 коэффициент сопротивления £ = 220/Re; при Re > 50 1 = 11,6/Re0*25.

Гидравлическое сопротивление взвешенного слоя катализато­ ра АР определяют из условий существования взвешенного слоя,, т. е. из равенства сил трения газа о частицы и силы тяжести час­ тиц; условием равновесия для слоя высотой Н служит выражение

АР * gpr (1 — ё) Я (VI. 42 >

где е— средняя порозность взвешенного слоя (в рабочем	состоя­
нии).
Для расчетов с достаточной точностью можно принять
А Р -^ Р н Я о	(VL42a>

где ре — насыпная плотность взвешенных частиц катализатора, кг/ма.

Высота взвешенного слоя катализатора Я:

Н — Н0(1 - е0)/(1 - е) (VI. 43>

Для расчета порозности неоднородного взвешенного	слоя
часто применяют формулу, определяющую е через Аг и Re:
е — |(I8Re - f О.ЗбД^/Аг]0*21	(VI. Щ

Расчет каталитического реактора производится в определенной последовательности. Например, возможны следующие стадии рас­ чета многополочного реактора для проведения обратимой экзо­ термической реакции в газовой фазе на твердом катализаторе:

I. Составление ориентировочной таблицы распределения вы­ ходов к температур по полкам (или построение х — /-диаграммы). Вычисление констант равновесия, определение равновесного вы­ хода по формулам Хр =*/(Г 0) и построение равновесной кривой

116

(рм. также главы II и IV). Расчет оптимальных температур для каждой стадии процесса и построение кривой оптимальных тем­

ператур		[уравнения	(IV. 15), (IV.33),	пример	11, глава IV].
2.	в	Составление	материального	баланса	(см. главу I) для ре­
актора		целом и по стадиям катализа (по			полкам реактора)	с
применением х — /-диаграммы (распределение выходов). Опреде­
ление	расхода газа Vr и его компонентов на				входе в реактор,	на
выходе и на каждой стадии процесса.

3*. Определение гидродинамических параметров работы реак­ тора— ориентировочный расчет и выбор оптимальных размеров, зерен катализатора, расчет критических скоростей взвешивания и уноса частиц [уравнения (VI.29)— (VI.34)], определение рабочей скорости газа в реакторе.

4. Определение объема загружаемого катализатора уКат по ста­ диям процесса (полкам) и по всему реактору. Для этого служат кинетические уравнения общего типа (VI. 13) и (VI. 14). Констан­ ту скорости реакции определяют по уравнениям (IV. 27) и (IV. 28). Расчетом или графическим способом (см. главу V) определяют время соприкосновения газа с катализатором в каждом слое (или в реакторе) т, необходимое для обеспечения заданного значения х. По известному t и по данным материального баланса находят объем катализатора пКат с учетом коэффициента запаса <рз, опре­ деляемого обычно по практическим данным.

5. Определение основных размеров реактора — площади сече­ ния s, внутреннего диаметра D, высоты неподвижного слоя Н0— по данным материального баланса (Vr), по найденным значениям рабочих скоростей газа wr, объема катализатора 1/кат, оптималь­ ных температур Гопт.

6. Определение гидравлического сопротивления слоев катали­ затора и реактора по формулам (VI.41)— (VI.44).

7. Составление теплового баланса по полкам реактора и рас­ чет поверхности водяных холодильников*, погруженных во взве­ шенный катализатор, для отвода теплоты из слоя [формулы- (VI. 35)— (VI. 40)].

РАСЧЕТЫ КАТАЛИТИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ И РЕАКТОРОВ

Пример 1. Определить производительность 1 м3 катализатора синтеза аммиака при следующих условиях: концентрация [% (об.) 1

аммиака в конечном газе (на			выходе из реактора)		Скок — 26,5, &
начальном	газе	(на входе в	реактор)	Снач = 2,7. Объемная		ско­
рость газа	Vo6 =	45 000 м3/(ч *м3) •
Р е ш е н и е . Синтез аммиака основан на				экзотермической	обратимой	реак­
ции Nt + 34j		2NHs, идущей	с уменьшением объема н требующей			боль­

шой энергии активация. Процесс ведут в промышленности в присутствии катали • затора прп высоком давлении, повышающем равновесную степень превращения, и высокой температуре, обеспечивающей достаточно большую скорость процесса, но в известной мере смещающей равновесие в сторону исходных продуктов

* Для расчета реакторов со взвешенным слоем катализатора.

11Т

Катализатором синтеза аммиака служит железо с активаторами К*0, А120 * S i0 2, СаО. Однако и в оптимальных условиях проведения процесса фактический

выход аммиака невелик [л = 18—22% (об.)]. Поэтому процесс ведут по цикли* ческой схеме. D колонну синтеза подают циркуляционный газ, содержащий не* •сконденсировавшийся в холодильниках аммиак, и свежую азотоводородную •смесь в количестве, компенсирующем полученный продукт и потери.

Выход х аммиака отвечает его содержанию в азотоводородной смеси, выходящей из реактора. В нашем случае

	X	Скон	Снач	26,5 •—2,7	23,2% (об.) или	х «= 0,232 мол. доли
		100 +	Скон	102,7

Производительность |П, кг/(ч*м3)) катализатора в колонне •синтеза аммиака при данном давлении и составе азотоводородной •смеси определяют по формуле, аналогичной (VI. 6)

П = 0,771хУобр

(VI. 45)

Здесь 0,771 — масса 1 мэ NH3, кг; р — коэффициент, характери­ зующий уменьшение объема газа в результате реакции синтеза ам­ миака, определяемый по формуле:

	п	100+ Си»	100+ 2,7	(VI. 46)
	р	100 + Скон	ЮО + 26,5
				■
	П = 0,771 •0,232 •45 000 •0,81 = 6500			кг/(ч • м3)

Пример 2. Определить объем катализатора иКат в колонне син­ теза аммиака и время контакта т газа с катализатором по следую­ щим исходным данным: производительность реактора 96 т NHs в сутки; давление Р = 80 МПа; температура / = 500°С; объемная скорость Уоб = 60000 ма/(ч*м3); степень превращения * * = 2 0 % . Свободный объем катализатора Уса — 30% от общего его объема. На 1 т NH3 расходуется 3000 м8 азотоводородной смеси. Для уп­ рощения расчета наличие инертных примесей в газе (Аг -j- CHJj не учитывать.

Ре ш е н и е . Производительность реактора:

П= 96/24 «= 4 т/ч

Расход циркулирующего газа с учетом степени превращения!

Vp = 4- 3000/0,2 « 60 000 м3/ч

Объем катализатора:

«кат =■ VrlVoe = 60 000/60 000 = 1 И3

Для определения рабочего расхода газа VP (приведенного к условиям синтеза) воспользуемся значением коэффициента сжи­ маемости азотоводородной смеси: f = PVPl(PoVo)- Значения f в зависимости от давлений и температур приведены в справочниках и специальных монографиях*. Для условий данной задачи, т. е. при Р*= 80 МПа и / = 500°С, можно определить значение f = 3,5 экстраполяцией от более низких температур, поскольку измене-

* Бласяк Е., Лайднер К, Павликооский С. и др. Технология связанного азота. Синтетический аммиак. Пер. с польского. М., Госхимвздат, 1961, с. 460.

418

ние коэффициентов сжимаемости с повышением температуры про­ исходит почти линейно. Тогда рабочий расход азотоводородной

смеси

Vp= fP<yQfP = 3,5.0,0981 • 60 000/80 = 264 мЛ/ч

Время контакта	газа с катализатором [формулы (VI. П) и
(VI.12)]:	veQ•3600/Рр — 1.0,3 • 3600/264 = 4,1 с
т =

Пример 3. В лабораторном реакторе ведется изучение процесса окисления метанола в формальдегид на твердом оксидном катали­ заторе избирательного действия. Установка имеет циркуляционную схему с выводом продукта из цикла. Скорость циркуляции смеси через установку (с помощью насоса) во много раз превышает скорость подвода исходного газа и отвода продукта, и степень превращения за один проход газа через реактор составляет очень малую долю общей степени превращения. Окисление метанола идет по необратимым реакциям:

СНзОН + 0,50а “	СН,0 -f Н20	(1)
СНаО -f 0,50а =	СО + Н20	(2)

Определить константы скоростей реакций (1) и (2) в присут­ ствии избирательного катализатора по следующим исходным дан­

ным: расход газа УГ== Ю л/ч; объем	катализатора	цКат =	5 см3;
начальная концентрация С Н зО Н в	метаноло-воздушной		смеси
Ссн$он=*6,5% (об.); общая степень	превращения	С Н зО Н	х\ =
= 0,98; степень превращения С Н 3О Н	в продукт (формальдегид)

=0,9.

Ре ш е н и е . Реактор можно считать безграднентным, т.е. принять, что сте­ пень превращения н скорость реакции постоянны по всему его объему. Скорости

реакций	(1) и	(2) в общем	виде определяются уравнением (IV. 1): щ — ^ДС»
и аа =	£JACJ.	Необратимые	реакции (1)	и	(2) можно полагать		псевдомономо-
лекулярными,		поскольку один из реагентов			(кислород	воздуха)	присутствует
в большом избытке. Поэтому
		И, = *,/T — 6, (1 — *i) ССНзОН
Здесь		«2 = Сс0/Х <= ССНаон (*1		*г)/т — ^CHjOHX2
		=* 0/Т ) [дс,/(1 - ХхП,		к 9 = (1/т) [ ( * -		X2)/JC>!

Время контакта с катализатором:

	х =	vK„IVT= 5/10000 = 5 . Ю"4 ч
	Константы скоростей реакций (1) и (?):
ki	0,98	= 0,98* 105 q~V к9	0,98 -	0,9
	(1 — 0,98). 5 - 10“ 4			1,78.102 ч” 1
			0,9‘5. ИГ4

Соотношение констант &I/&2= 5,5*102 показывает, что в резуль­ тате избирательного действия катализатора скорость целевой реакции (I) образования формальдегида больше скорости побоч­ ной реакции (2).

119

Пример 4. По данным лабораторного исследования, рассмот­ ренного в примере 3, определить размеры однополочного реактора КС производительностью П = 15000 т в год формалина с концент­ рацией 37% СНгО: диаметр реактора £>; объем катализатора; оысоту слоя катализатора (в покое). Линейная скорость газа ®уг=г

= 0,6 м/с.

Р е ш е н и е . Формалин — это водный раствор формальдегида. Расход формалина в соответствии с заданной производитель­

ностью составляет 1900 кг/ч. Отсюда				расход		формальдегида:
1900-0,37 =	703	кг/ч. Расход метанола		на	образование продукта!
703* 32		703*32 аал		„	_	834*22,4	564 ма/ч
'CHjOH.	30*1	“ 30*0,9	834 кг/ч или	КСНзОН		32

Расход исходной газовой смеси:

Кг «= 584/0,065 = 8960 м3/ч

Определяем D, исходя из заданной линейной скорости газа

VT=	as •3600 = w •0,7850* • 3600 =	0,6 * 0,7850* * 3600
откуда D = 2,3	м и площадь сечения	реактора s = 0,785 *2,3* =
= 4,15 м2.

Время контакта газа с катализатором принимаем по данным

лабораторных исследований (пример 3) т =	5*10~4 ч. Отсюда объ-
-ем катализатора Нкат=Кг т = 8960*5*10~4 =	4,48 м8 и высота его
СЛОЯ!
Я = скат/5 — 4,48/4,15« 1,08 и

Пример 5. Для тех же условий, а также заданных и найденных ранее параметров (см. примеры 3 и 4) ориентировочно опреде­ лить объем катализатора в реакторе КС для окисления метанола в формальдегид при секционировании реактора на три слоя. За­

данная степень превращения х\ =	0,98.
Р е ш е н и е . Известно (см. главу V),	что при увеличении числа ступеней в
каскаде реакторов смешения (или числа	полок в реакторе КС) распределение

времени пребывания приближается в пределе к распределению времени пребы­ вания в реакторе идеального вытеснения. Поэтому производим ориентировоч­ ный расчет времени контакта газа с катализатором для трехсекднонного аппа­ рата КС по кинетическим уравнениям, характерным для режима вытеснения.

Расчет ведем по кинетическому уравнению реакции первого

	порядка		(IV .22а):
			х)	или	x-£ j =	kt d%
		Отсюда:
		0.9Й				2,3-0,02	Ш-5 4
	’ -	г !	7 Г Т = Т Г [,n (l~°-9в>-	ln( i -	oj] =>
						0,98 *105
	Значение константы скорости реакции					окисления	метанола
	=	0,98-105 ч-1 найдено в примере 3.

120