2.4. Выбор реактора для проведения процесса.

Ввиду высокой эндотермичности процесса и работы в отсутствие разбавителя-теплоносителя вначале применяли трубчатые реакторы, обогреваемые топочными газами, чередуя периоды дегидрирования изобутана и регенерации катализатора. Затем стали широко использовать системы с псевдоожиженным микросферическим катализатором. В них скомбинированы регенеративный принцип использования тепла и непрерывная регенерация катализатора.

Широкое распространение реакторов с псевдоожиженным слоем обусловлено их существенными преимуществами:

1. Благодаря интенсивному перемешиванию и мгновенному выравниванию температур процесс протекает в изотермических условиях.

2. Благодаря высокой степени измельчения катализатора увеличивается скорость внутренней диффузии и устраняется внутридиффузионное торможение.

3. Интенсифицируются процессы массопередачи и теплопередачи.

4. Упрощается аппаратурное оформление химических процессов.

5. Резко повышается мощность реактора благодаря тому, что увеличение диаметра реактора до 5-10 м и более не ухудшает распределения газовой и твёрдой фаз по сечению реактора.

Для каталитического дегидрирования бутана применение реактора с псевдоожиженным слоем оказалось весьма прогрессивным.

При диаметре гранул алюмохромового катализатора более 0,9 мм вследствие диффузных отложений снижается выход изобутилена и увеличивается выход кокса. Поэтому уменьшение размера зёрен до нескольких десятых миллиметра должно улучшать показатели процесса дегидрирования. Не менее важным фактором является интенсификация теплопередачи в псевдоожиженном слое. Подвод больших количеств тепла, необходимых для протекания реакции дегидрирования изобутана, также значительно упрощает при поведении процесса в псевдоожиженном слое. Производительность первых агрегатов дегидрирования изобутана составляла 20 тыс. тонн в год. Благодаря применению псевдоожижения в настоящее время удалось создать агрегаты производительностью 45-60 тыс. тонн в год.

На установках, оборудованных реакторами с псевдоожиженным слоем, дегидрирование и регенерацию катализатора проводят в отдельных аппаратах. Т.к. тепла выжига кокса не хватает для нагрева катализатора до требуемой температуры, в регенераторе дополнительно сжигается топливо. Реактор и регенератор первоначально представляли собой пустотелые аппараты, расположенные соосно один над другим или параллельно.

После пуска первых агрегатов дегидрирования изобутана в реакторах с псевдоожиженным слое выяснилось, что выход изобутилена и селективность процесса значительно ниже, чем можно было ожидать на основании данных, полученных на опытных установках. Секционирование реактора и регенератора позволило значительно улучшить показатели процесса. Для секционирования применяются перфорированные решётки провального типа (степень перфорации 20-30%).

В нашей стране процесс дегидрирования алканов осуществ­лен в двух вариантах, различающихся транспортировкой ката­лизатора в агрегате реактор — регенератор. На первых установ­ках (типа «Ортофлоу») регенератор установлен на реакторе в едином кожухе, а катализатор транспортируется по прямым линиям внутри обоих аппаратов (рис. 2.5).

Рисунок 2.5. Аппарат типа «Ортофлоу» для дегидрирования бутана в кипящем слое пылевидного катализатора:

1 – отпарная секция; 2 – транспортная линия для катализатора; 3 – десорбер; 4 – стояк; 5 – циклоны; 6 – регенератор; 7 – газораспределительные решетки; 8 – реактор.

Усовершенствованный вариант процесса («Модель 4») дегид­рирования алканов (бутана, изобутана, изопентана) отличает­ся от установки типа «Ортофлоу» тем, что реактор и регенера­тор расположены на одном уровне, причем катализатор в оба аппарата транспортируется в одинаковых U-образных трубах: из реактора в регенератор — воздухом, а обратно — азотом.

Принципиальная схема узла дегидрирования алканов в алкены, и в частности бутана в н-бутилены, в кипящем слое пы­левидного катализатора приведена на рис. 2.6.

Рисунок 2.6. Узел дегидрирования бутана в н-бутилены в кипящем слое пылевидного ката­лизатора:

1 — печь для перегрева углеводородов; 2 — реактор для дегидрирования; 3 — регенера­тор; 4 — котел-утилизатор; 5 — электрофильтр; 6 —топка.

Исходный углеводород — бутановая фракция — проходит через змеевик, находящийся над кипящим слоем катализатора в реакторе 2, частично подогревается контактными газами, за­тем нагревается в печи 1, обогреваемой топливным газом, и поступает в нижнюю часть реактора 2. Реактор (рис. 2.7) пред­ставляет собой вертикальный полый цилиндрический аппарат диаметром 5 м и высотой 29 м. Корпус его выполнен из угле­родистой стали, внутри он футерован жароупорным кирпичом, покрытым жаростойкой сталью.

Рис. 2.7. Реактор для дегидрирования углеводородов в кипящем слое пылевидного ката­лизатора:

1 — корпус; 2 —циклоны; 3, 8— штуцеры для дифманометра; 4 — клапаны для ссыпания катализатора; 5 —отражатель потока катализатора; 6 — штуцер для отбора проб; 7 — штуцер для термопары; 9 — секционирующие решетки; 10 — газораспределительная решет­ка; 11 —люк; 12 — змеевик для закалки контактного газа.

В нижней части реактора имеется газораспределительная решетка 10, над которой поме­щены 8—12 секционных горизонтальных решеток провального или колосникового типа 9. В средней части реактора установ­лен змеевик 12 для быстрого охлаждения («закалки») контакт­ных газов. В верхней части реактора установлены циклоны 2 для освобождения контактного газа от основной массы уноси­мой им катализаторной пыли.

Перегретые пары бутановой фракции из перегревательной печи поступают под газораспределительную решетку 10 и затем через секционные решетки 9 в нижнюю зону реактора. В ниж­ней зоне в кипящем слое пылевидного катализатора при 570— 600 ^СС происходит дегидрирование бутана в бутилен. После закалки в змеевике 12 и обеспы­ливания в циклонах 2 контакт­ный газ с температурой около 580 °С из верхней части реактора направляется в котел-утилиза­тор, а затем на установку раз­деления бутан-бутиленовой фрак­ции.

Давление в верхней части ре­актора около 0,15 МПа. Закоксованный катализатор с темпера­турой около 500 °С из нижней части кипящего слоя катализа­тора поступает в отпарную часть реактора, куда подается азот для удаления из катализатора продуктов реакции. Из нижней части реактора закоксованный катализатор по трубопроводу подается сжатым воздухом в реге­нератор. Скорость движения пылевидного катализатора в ре­акторе около 0,3—0,5 м/с. От температуры и объема циркули­рующего катализатора зависит температурный режим реакции.

Назначение регенератора (рис. 2.8) — восстановление актив­ности катализатора и его дополнительная подготовка.

Рис. 2.8. Регенератор для восстановления активности катализатора:

1 — корпус; 2 — циклоны; 3 — штуцеры для термопар; 4 — тражатель потока катализа­тора; 5 — клапаны для ссыпания катализатора; 6 — штуцер для дифманометра; 7 - сек­ционирующие решетки; 8 — транспортная линия катализатора; 9 — люки; 10 — штуцер для опорожнения; 11 — газораспределительная решетка.

По раз­мерам и материалу регенератор аналогичен реактору, конст­рукции различаются несущественно. В нижнюю часть регене­ратора под газораспределительную решетку 11 подается сжа­тый воздух, необходимый для псевдоожижения слоя катализа­тора, выжигания кокса и окисления трехвалентного компонента катализатора (хрома) до шестивалентного.

Регенератор секционирован шестью решетками 7 для предот­вращения попадания нерегенерированного катализатора в ре­актор. Катализаторный слой в регенераторе состоит из двух зон: в нижней происходит окисление и десорбция катализатора (удаление воды, оксида и диоксида углерода), а в верхней — выжигание кокса и нагрев катализатора до 620—650 °С за счет теплоты сгорания кокса и топливного газа, подаваемого между верхней и нижней зонами. Окисленный и освобожденный от кокса катализатор подвергается дополнительной обработке уг­леводородным газом в нижней части регенератора (стакане) и в трубопроводе (в процессе транспортировки в реактор). Цель операции — восстановление шестивалентного хрома в трехвалентный. Газ подается под решетку 11.

Вернемся теперь к рис. 2.6. Воздух для регенерации катали­затора нагревается за счет сжигания топливного газа в топке 6 и подается в регенератор под давлением. Полученные в ре­генераторе дымовые газы частично освобождаются от катализаторной пыли в системе циклонов, находящихся в верхней части регенератора, затем проходят котел-утилизатор 4, где за счет охлаждения дымовых газов получается пар, используемый на производстве, и для окончательного обеспыливания проходят через электрофильтр 5, после чего выводятся в атмосферу.

Условия дегидрирования на этом катализаторе могут изменяться в больших пределах: объемная скорость подачи бутана 150—400 ч^-1 на единицу объема плотного катализатора, темпе­ратура 560—600 °С.

Достоинствами данного способа дегидрирования бутана яв­ляются его простота и высокие выходы н-бутиленов. К недо­статкам относятся большой расход катализатора—1% на сырье или до 35 кг массы на 1 т н-бутиленов; трудности улав­ливания и утилизации отработанного катализатора.

Расчетная часть.

Данные для расчета:

Температура катализатора на входе в реактор T₀ = 625ºC;

Температура в реакторе T = 555ºC;

Объемная скорость по бутану V_G = 210 час^-1;

Коэффициент межфазного обмена β = 0,5 с^-1;

Выход бутилена Y_B = 32 %;

Селективность S_B = 72%.

1. Константы скоростей реакции первого порядка:

Находим константу скорости реакции первого порядка:

.

Через равновесные концентрации реагентов ее можно выразить:

.

Далее в пересчете на 1 моль бутана в 1 литре:

Образуется бутилена:

Образуется водорода:

Найдем степень конверсии бутана:

.

Откуда,

Тогда равновесная концентрация непрореагировавшего бутана:

Подставляя в выражение для K₁, получим:

Для параллельных реакций зависимость констант скоростей реакций описывается выражением:

;

где w₁ и w₂ – скорости протекания реакция дегидрирования и крекинга соответственно.

Так как порядок реакций дегидрирования равен порядку реакций крекинга, реакция дегидрирования и крекинга являются реакциями первого порядка, то S_R не зависит от концентрации:

.

Откуда,

Сравним результат с данными полученными при расчете по эмпирической зависимости константы скорости реакции от температуры среды:

При T = 828 K (555ºC)

Откуда,

Сравнение результатов расчета:

	Рассчитано	Теоретическое	ε, %
K1	0.189	0.132	43
K2	0.452	0.315	43

2. Размеры реактора дегидрирования

Условие:

расход бутана G_B=12т/час;

плотность кипящего слоя ρ=700кг/м³;

размер частиц катализатора d_з=0,05 мм;

скорость псевдоожижения U_п=0,05м/с;

число псевдоожижения φ=4.

Расход бутана.

Находим количество моль бутана в 12 тоннах:

Находим объем бутана при давлении P=130 КПа (давление в реакторе дегидрирования), при температуре T=838К (температура в реакторе дегидрирования) по уравнению Менделеева-Клайперона:

Тогда объемная скорость бутана в пересчете на секунду:

Линейная скорость бутана по условию U_п=0,05м/с, тогда площадь сечения аппарата:

Откуда диаметр аппарата:

.

Плотность бутана при условиях в реакторе:

Где М – молярная масса бутана, 58г/моль; Р – давление в реакторе, 130 КПа; R – газовая постоянная, 8,31 Дж/(моль*К); Т – температура в реакторе, 828К.

Найдем порозность псевдоожиженного слоя ε используя систему уравнений:

где ε – порозность кипящего слоя; ρ_в – плотность бутана при условиях в реакторе, 1,179 кг/м₃; ρ_к – кажущаяся плотность катализатора; U_п – скорость псевдоожижения, 0,05м/с; d – диаметр частиц катализатора, 0,05мм; μ – динамическая вязкость бутана при условиях в реакторе,0,000373 пз.

Первое уравнение описывает плотность кипящего слоя, второе используется для нахождения порозности кипящего слоя, третье и четвертое для нахождения значения критериев описывающих гидродинамику потока.

Решаем систему уравнений:

Находим решение уравнения

Методом итераций:

ε	ƒ(ε)	Δ
0,6653	0,66542	-0,00011983
0,6654	0,665419	-0,00001941
0,6655	0,665419	0,00008101
0,6656	0,665419	0,00018143
0,6657	0,665418	0,00028185

Порозность слоя ε =0,665

Объем занимаемый катализатором:

Где V_В – объемный расход бутана, 10173,4 м³/час; V_G – объемная скорость по бутану, 210 час^-1.

Объем реактора:

Высота реактора:

Рассчитанные размеры плохо согласуются с теоретическими данными:

Диаметр 5,9-6,4 м

Высота 29-34 м

Объем 792-1100 м³.

Список литературы.

1. Минскер К. С., Сангалов Ю. А. Изобутилен и его полимеры. М.: Химия, 1986.

2. Адельсон С. В., Вишнякова Т. П., Паушкин Я. М. Технология нефтехимического синтеза. М.: Химия, 1985.

3. Лебедев Н. Н. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза. М.: Химия, 1988.

4. Паушкин Я. М., Адельсон С. В., Вишнякова Т. П. Технология нефтехимического синтеза. М.: Химия, 1973.

5. Огородников С. К. Справочник нефтехимика. Л.: Химия, 1978.

6. Жоров

7. Барон Н. М., Пономарёва А.М., Равдель А.А. Краткий справочник физико-химических величин. СПб.: «Иван Фёдоров», 2002.

8. Сарданашвили А. Г., Львова А. И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. М.: «Химия», 1980.

32