ПОИСК Статьи Рисунки Таблицы Расчет реакторов кипящего слоя из "Расчеты аппаратов кипящего слоя" Многообразие процессов, осуществляемых в КС, и сложность гидродинамической обстановки не позволяют разработать единую методику расчета каталитического реактора. Материал данного раздела ориентирован на применение различных двухфазных моделей для расчета широкого круга газофазных каталитических процессов. [c.282] Данные по степени превращения, полученные на лабораторной установке, нельзя непосредственно переносить на промышленный аппарат, поскольку структура потоков газа сильно изменяется при увеличении масштаба. При переходе к большому аппарату увеличивается проскок газа, снижается коэффициент межфазного обмена и степени превращения реагентов. Игнорирование этого обстоятельства не раз приводило к неудачам [6]. [c.282] Для расчета показателей процесса по любой двухфазной модели необходимо на основе литературных данных или исследований в лабораторном реакторе задаться кинетическими уравнениями основной и побочных реакций. Если в процессе работы катализатор теряет активность, то кинетика дезактивации и регенерации также должна быть известна. Теплоты реакций и равновесный состав реакционной смеси рассчитывают из термодинамических данных. Предварительные эксперименты в лабораторном изотермическом реакторе с неподвижным слоем необходимы для получения зависимостей констант скоростей процессов от размера зерен и пор катализатора, температуры, давления, состава реакционной среды и других условий. [c.282] Важнейшими факторами, определяющими выбор модели, являются размер частиц катализатора, избыток скорости газа над началом взвешивания, рабочая высота слоя (см. разделы 5.2 и 5.4). [c.282] Размер частиц определяет скорость начала взвешивания, распределение потоков газа между фазами, интенсивность межфазного газообмена, скорость процесса и время пребывания реагентов в плотной части слоя, но не влияет на АР в диапазоне w от W( до скорости уноса. Вследствие противоположного влияния этих факторов существуют оптимальные размеры зерен, при которых наблюдаются максимальные значения выхода продукта или избирательности процесса. [c.283] В технологических системах с циркуляцией катализатора выбор диаметра частиц может диктоваться условиями регенерации или транспорта контакта между реактором и регенератором. [c.283] При наличии теплообмена между слоем и теплообменными элементами размер частиц катализатора подбирается с учетом необходимости обеспечения требуемых значений коэффициентов теплопередачи. [c.283] При заданных значениях производительности и диаметра частиц размеры и интенсивность работы реактора определяются линейной скоростью газа и высотой слоя. Ориентировочный диапазон изменения начальной высоты слоя н скорости газа можно установить на основе анализа кинетических закономерностей процесса. Увеличение избытка скорости газа над скоростью начала взвешивания Aw = ш) — Шо интенсифицирует работу реактора, но приводит, как правило, к снижению выхода продукта. Поэтому верхнее ограничение линейной скорости газа связано со степенью превращения реагентов. В реакторах с организованным КС, по сравению со свободным, снижается доля газа, проходящего через слой в пузырях, улучшается межфазный газообмен, что позволяет получать достаточно высокие выходы продукта при больших значениях Aw. [c.283] Если интенсивность работы реактора лимитируется скоростью теплообмена между КС и погруженными в него теплообменными элементами, то при выборе избытка скорости газа над началом взвешивания руководствуются условиями достижения максимального коэффициента теплопередачи. При этом минимальная начальная высота слоя зависит от габаритов теплообменника. [c.283] В системах с циркуляцией катализатора между реактором и регенератором (или теплообменником) линейная скорость газа может определяться условиями перемещения частиц [24]. [c.283] Благодаря широкому применению ЭВМ, характерной чертой современных расчетов стала многовариантность. Окончательный выбор технологической схемы и режимов работы оборудования определяется экономической целесообразностью. Такой подход предопределяет повышенные требования к матемагиче-скому описанию химико-технологической системы. Применяемая для расчета реактора КС двухфазная модель должна удовлетворительно описывать каталитический процесс в достаточно широком диапазоне изменения диаметров частиц, высот слоя и скоровтей газа. [c.283] Константа скорости процесса определенная на основе экспериментальных данных по уравнению (5.9) изменяется по кривым, которые апроксимируются в виде ломаных [25]. Определяемая из этого уравнения энергия активации при повышении температуры от 673 до 873 К изменяется от 90 ООО кДж/моль практически до нуля при обычной концентрации 7—8 % (об.) диоксида серы. [c.284] Величина 7-9,81 10 /( -273) в уравнении (5.53) необходима для приведения скорости процесса к рабочим условиям в реакторе, так как скорость в кинетическом уравнении (5.51) выражена в единицах объема 50з, получаемого в единицу времени с единицы объема катализатора в пересчете на нормальные условия, а материальные балансы двухфазной модели записаны для рабочих условий в реакторе. [c.284] Наблюдаемая константа скорости процесса в общем случае зависит от температуры, давления, состава реакционной смеси, размера частиц катализатора и других параметров, что может быть обусловлено как наличием диффузионных торможений, так и недостаточной точностью кинетической модели процесса. Поэтому температурную зависимость константы скорости процесса лучше определить проточным методом в лабораторном изотермическом реакторе идеального вытеснения на частицах катализатора, которые будут применяться в реакторе КС [2]. [c.285] Рассмотрим один из вариантов алгоритма расчета однослойного адиабитиче-ского реактора для окисления диоксида серы в КС. [c.285] Следует отметить, что при недостатке кислорода методом последовательных приближений решение можно не получить. В этом случае можно применить метод половинного деления или Фибоначчи [27]. Поиск проводится в пределах О л 26(1 — 6)/а, где б — очень малая величина. [c.285] Модель правильно отражает влияние различных факторов на выход продукта и позволяет рассчитать оптимальные режимы окисления диоксида серы в КС. На рис. 5.21 представлен пример определения оптимального значения скорости начала взвешивания и, следовательно (см. уравнение (5.59)), размера частиц катализатора. С увеличением диаметра зерна возрастает скорость начала взвешивания, снижается доля газа, проходящего через слой в пузырях, время пребывания газа и, как следствие, степень превращения в плотной фазе (см. кривую 3 на рис. 5.21, а). Вследствие роста скорости начала взвешивания возрастает поток газа через пузырь согласно уравнению (5.24) интенсифицируется межфазный газообмен и увеличивается концентрация триоксида серы в пузырях (кривая /). Снижение степени превращения в плотной фазе с одновременным ее увеличением в пузырях обусловливает экстремальный характер зависимости наблюдаемого выхода продукта (кривая 2). [c.286] Влияние избытка скорости газа над началом взвешивания на выход продукта понижается по мере увеличения высоты слоя (рис. 5.22). [c.286] На рис. 5.23 показаны результаты такого расчета. В широком диапазоне изменения температур на входе в реакторе реализуются три стационарных состояния два устойчивых при низком и высоком (верхнее) значении х и одно неустойчивое (показано пунктиром). Границы области множественных стационарных состояний зависят не только от состава реакционной среды, но и от гидродинамической обстановки в слое. С ростом избытка скорости Агю и уменьшением начальной высоты слоя температура зажигания Тзаж реактора увеличивается. Достаточно сложный характер поведения реактора, сульфатизация ванадиевой контактной массы при пониженных температурах должны учитываться при пуске. После вывода реактора на устойчивое верхнее состояние температура входа может быть понижена. [c.287] Вернуться к основной статье