книги из ГПНТБ / Тюряев И.Я. Теоретические основы получения бутадиена и изопрена методами дегидрирования
.pdfакторами под секционирующими решетками наблюдалось образова ние зон с незначительной концентрацией твердых частиц (разре женных зон). Образование таких зон приводит к уменьшению обще го количества катализатора в реакторе, что необходимо учитывать при проектировании и эксплуатации соответствующих установок (см. рис. 51).
Скорость газа ѵй, при которой под решетками появляется раз реженная зона, зависит от свойств частиц, но не совпадает с крити ческой скоростью шкр образования взвешенного слоя. Анализ полу ченных данных позволяет предположить, что скорость ѵ0 = шкр/Ф, где Ф — фактор формы частиц, равный для катализатора К-5 0,65, для песка — 0,92, для диатомового кирпича — 0,58. Имеются осно вания предполагать, что высота разреженной зоны
W
Лр.З “ / і (^P* ^ І1 ф > Рг> Ртв» ^cp» d 0 l D , g ) , .
где /гр — расстояние между решетками (высота секции), см; ци( — ли нейная скорость газа в аппарате, см/сек; рг — плотность газа, г/см3;
ртв — плотность |
частиц |
(при плотной |
упаковке), |
г/см3; d c p — |
||
средний размер |
частиц, |
см; п — число отверстий в |
решетке, |
под |
||
которой образуется разреженная зона; |
d 0 — диаметр |
отверстия |
||||
решетки, см; D — диаметр аппарата, см; |
g — ускорение |
силы |
тя |
|||
жести, см/сек3. |
|
|
|
|
|
|
Анализом экспериментальных данных по изучению функцио нальной зависимости величины Яр.3/Яр показано 1361], что она за висит от следующих безразмерных величин: •
Найдено, что х = 0,5; у = —0,5; z = Ѵ3. Полученные данные в координатах
шкр
___-___ ( Рг у/.
ЛР V & i p f \ Ртв /
представлены на рис. 59. Все опытные точки хорошо укладываются на прямую, выражаемую уравнением
Л |
|
|
K P |
|
|
W [ |
■ |
ф |
|
|
|
|
= 0,29 |
|
|
Рг |
(IX,27) |
|
~Tgdcpf)',0,5 |
|
|
Данное уравнение справедливо для всех секций, кроме нижней, для которой величина h p J h p во всех случаях составляет 0,7 вели чины, рассчитанной по уравнению (IX,27). Это объясняется разли чием гидродинамических условий (отсутствие циркуляции катали затора через нижнюю распределительную решетку).
236
Прочие гидродинамические характеристики. При проекти ровании реактора со взвешенным слоем кроме указанных величин нужно знать следующие: сопротивление слоя катализатора и сек ционирующих решеток, расширение взвешенного слоя (т. е. увели чение его высоты при переходе от неподвижного во взвешенное со стояние) и скорость уноса катализатора. Установлено, что сопро-
Рис. 59. Высота разреженной зоны под ситчатой ре
шеткой |
в зависимости от гидродинамических |
условий |
в реакторе (по уравнению (IX, 27)): |
|
|
дс р = ! 5 0 |
-г- 350 мкм; ср = 0,041 -г- 0,296; D = 56 |
105 мм. |
тивление провальных решеток ничтожно и в расчетах его можно не учитывать. Остальные величины рассчитывают по известным урав нениям, приведенным, например, в работах [214, 215, 349].
Расчет реактора со взвешенным слоем. Для расчета этого типа реактора можно использовать описанный выше графоаналитический метод.
И с х о д н ы е д а н н ы е . Примем, что оптимальные выходы
вреакторе со взвешенным слоем должны приближаться к выходам
вреакторе с движущимся слоем шарикового катализатора. Темпера тура катализатора (с учетом требования его термической устойчивос ти) не должна превышать 640° С. Остальные величины можно рас
считать |
по уравнениям (IX ,1), (IX,Іа), (IX,2) — (IX,7), (IX,9) — |
(IX ,13), |
(IX,26), (IX,27). |
Р а с ч е т о д н о с л о й н о г о р е а к т о р а с о в з в е ш е н н ы м с л о е м . Упрощенно расчет заключается в следую щем. На основании заданного размера частиц катализатора и вы бранной линейной скорости газа в реакторе по уравнению (IX ,10) находится величина ср и далее по уравнению (IX,9) строятся изотер мы, как указано выше. Поскольку за счет перемешивания темпера тура в одном слое является практически постоянной, искомый объем
237
катализатора (величина W/F) находят графически по площади, огра ниченной соответствующей изотермой.
Если принять dcp = 70—80 мкм, линейную скорость до,- = = 0,25 м/сек, то ф = 0,28. Графическим интегрированием для этого случая получены следующие значения W/F (для катализатора мак симальной активности, т. е. свежего и полностью подготовленного):
570° С |
X |
0,1 |
0,2 |
0,3 |
0,4 |
0,5 |
590° С |
W/F |
5 |
16 |
33 |
65 |
135 |
X |
0,1 |
0,2 |
0,3 |
0,4 |
0,5 |
|
|
W/F |
4 |
12 |
25 |
46 |
80 |
Остальные |
показатели рассчитываются, как указано |
в этой |
главе. |
м н о г о с л о й н о г о р е а к т о р а . Эта |
задача |
Р а с ч е т |
более сложна по сравнению с предыдущей. Прежде всего нужно най ти оптимальное распределение катализатора по слоям (или опти мальное соотношение конверсий по слоям).
Анализом решения системы уравнений найдено, что при неболь шом числе слоев (до четырех) общий объем катализатора минимален при равенстве конверсий по слоям и при постоянно увеличивающемся количестве катализатора в каждом из слоев, начиная с нижнего.
Например, |
для |
трехслойного реактора при Т„ = 620° С, ta = |
= 550° С, |
G = |
18 кг/кг, ті = 0,6; Х к = 0,5; ф = 0,28 и разных со |
отношениях конверсий по слоям получены результаты, представ ленные в табл. 77.
Т а б л и ц а 77 Распределение катализатора по слоям для трехслойного реактора
|
Р асп ределен и е конверсий по |
СЛОЯМ |
||
|
|
|||
В ариант |
дх, |
АХг |
ДХ„ |
2(W /F ) |
|
||||
|
|
|
||
I |
0,1 |
0,15 |
0,25 |
120 |
и |
0,167 |
0,167 |
0,166 |
104 |
іи |
0,25 |
0,15 |
0,1 |
115 |
Однако по мере увеличения количества слоев различие в суммар
ном количестве |
катализатора для реактора, в котором АХх = |
= АХ2 = ... = |
АХП, становится все менее заметным по сравнению |
со случаем, когда (W/FД = (W/F)2 — •• •= (W/F)n. Поскольку по следний случай более удобен в конструктивном отношении, ему следует отдать предпочтение.
Далее следует обосновать выбор числа слоев и величину эффек тивности (т. е. конструкцию) решетки. Результаты некоторых рас четов (для конечной конверсии Х к = 0,5) представлены на рис. 60. Из этих расчетов вытекает, что секционирование приводит к умень шению требуемого количества катализатора (при постоянной кон-
238
версии бутана за проход); увеличение эффективности решеток и цир куляции катализатора тоже приводит к уменьшению его общего ко личества; использование решеток с г) <С 0,2 малоэффективно. Анало гичными расчетами можно показать, что для достижения Х„ = 0,5 оптимальная циркуляция катализатора находится в интервале 12— 18 кгікг бутана. Точная величина для каждого случая определяется экономическими расчетами. Важно подчеокнуть, что в отношении
Рис. |
60. Влияние числа слоев (я), эффективности решеток и циркуляции катали |
|||
затора на |
требуемое количество катализатора, |
кгікг-моль бутана |
(Хк = 0,5): |
|
а — |
G = |
14 к г і к г б у т а н а , б — 18 к г і к г ; / — ч = |
0,2; 2 — 0,4; 3 — |
0,6; 4 — 1,0. |
самого процесса большая циркуляция катализатора менее желатель на, так как в реактор вносится большее количество кислорода. Это снижает общую активность катализатора (за счет отравления его об разующейся водой).
Расчет реактора для случая, когда конверсии по слоям равны, возможен и без применения вычислительных машин. Нужно предва рительно задаться температурами катализатора и бутана на входе в реактор, конечной величиной конверсии бутана,эффективностью решеток и циркуляцией катализатора; выбор трех последних вели чин подтверждается последующими технико-экономическими рас четами. Принимая, что оптимальное число слоев равно десяти (см. главу IV), составляют уравнения тепловых балансов. Решением системы уравнений (IX,11) находят температуры в каждом из слоев
катализатора. |
В уравнении (IX ,11) неизвестными |
являются Т г, |
Т2, .... Тп, G, |
АХх, АХ2, ..., АХп, а всего 2„ неизвестных. Но так как |
|
для рассматриваемого случая Д Х ^ ДХа = ... = ДХ„ — |
а вели |
чиной G задаемся, то число уравнений сокращается до п — 1.
Для упрощения решения полученной системы уравнений введем
следующие обозначения: |
|
|
|
|
|
|
|
58GpcK= |
58 |
ск = |
а; |
сг = |
Ь; |
58д ^ - = С; |
|
Та Тх = ух\ |
Тх |
Т%= у2\ |
ТѴ,_і |
Тп — уп, |
|||
тогда |
|
|
|
|
|
|
|
Tn |
— Ttt |
ta |
ух |
у2 |
... |
уп. |
239
С учетом этого система уравнений запишется так:
ЩУі — № + а (1 — 1і)] У2 = с >
аул — [b + a{ 1 — п)] Уз = с .
ауп- 1 — [Ь+ а (1 — ті)] уп = |
С, |
аУп — b[TH~ t B — y1 — ya— |
• • • — £„] = С. |
Обозначив далее [Ь -f- а (1 — •>])] = |
г, получим |
Щ Уі ~ гУъ = С, |
|
аУъ — гу3= С, |
|
ауп-і — г Уп — С, |
|
Эту систему уравнений можно решить с помощью определителей. Далее графическим интегрированием уравнения (IX,9) определя ется объем каждого слоя, а суммированием полученных объемов — общий объем катализатора в реакторе.
Для расчета реактора с одинаковыми объемами катализатора в каждом из слоев можно в первом приближении принять, что (как это было показано выше) найденный общий объем катализатора при равенстве конверсий по слоям будет таким же, как и при равенстве слоев. Тогда
(W/F), = (W/F)2 = ... = (W/F)n = * £
где величина W/F (общее количество катализатора) определяется способом, изложенным выше. Расчет реактора можно выполнить ме тодом последовательных приближений. Задаваясь температурой по слоям, по известной величине (WIF) определяют ДХ(-, сумма кото рых должна равняться заданной конверсии. Этот метод весьма тру доемкий. Задача быстрее и точнее решается с помощью электронных цифровых вычислительных машин.
ОСНОВЫ РАСЧЕТА РЕГЕНЕРАТОРА СО ВЗВЕШЕННЫМ СЛОЕМ КАТАЛИЗАТОРА [280]
Характеристика аппарата. Регенератор для регенерации ка тализатора дегидрирования бутана по своей характеристике прин ципиально не отличается от реактора со взвешенным слоем. Промыш ленные регенераторы разделены на две зоны; каждая из них секцио нирована решетками провального типа. Верхняя часть регенератора служит для выжигания углистых отложений и нагревания катализа тора, нижняя часть — для окисления катализатора и десорбции воды (прокалка катализатора) [287].
Математическое описание процесса. Процесс регенерации ката лизатора описывается также четырьмя группами уравнений [280].
240
С т е х и о м е т р и ч е с к и е у р а в н е н и я р е а к ц и й . В регенераторе протекают следующие реакции: горение топлива (стехиометрия этого процесса определяется составом топлива) и
горение |
углистых |
отложений. |
|
|
|
|
|
|
|
|||
Если принять, что углистые отложения (при содержании не бо |
||||||||||||
лее 0,2% веса катализатора) состоят из 90 вес.% С и |
10 вес.% |
Н, |
||||||||||
то элементарный |
состав |
«угля» |
будет |
соответствовать |
формуле |
|||||||
СзпН4„. |
Тогда |
СзпН4„ + |
4/г02 |
ЗпСОг + 2ЛН20; |
при |
окислении |
||||||
алюмо-хромового |
катализатора |
Сг20 3 |
частично |
превращается |
в |
|||||||
СЮ3: |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Сг20 3+ |
1,502 |
|
2Сг03 |
|
|
|
|
||
У р а в н е н и е с к о р о с т е й |
р е а к ц и й . |
В эту |
группу |
|||||||||
входят |
два уравнения. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||
1. |
Уравнение для расчета длительности выгорания углистых от |
|||||||||||
ложений во взвешенном слое катализатора. В условиях, |
близких |
к |
||||||||||
идеальному перемешиванию частиц: |
|
|
|
|
|
|
||||||
|
~ВЗВ -- |
|
|
Сң |
_____________ |
|
|
|
||||
|
0,482С„СК( |
|
|
С|,0цР . I Т у/, |
|
|
|
|||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||
|
|
|
°*н |
|
56,6p УV 273 j |
|
|
|
|
|||
|
|
|
|
|
|
(Сн |
Ск) СцР |
|
||||
|
|
|
|
|
|
|
|
Р 0 ,н ~ |
|
|||
|
|
|
СцР |
|
|
|
■In- |
^к^о.н |
|
|||
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||
2,58р(р0 |
---С"6цР \2/ ^ _ \ 3Л |
СкРОгя |
|
|
|
|||||||
|
|
|
|
|||||||||
|
\ °гН |
|
53,6F ) \ 273 / |
|
|
|
|
|
(IX,28) |
|||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
где т — время выгорания «угля», сек\ Сн, Ск — начальная и конеч ная концентрация «угля» на катализаторе, вес.%; РогН,Р — на чальное парциальное давление кислорода и общее давление в реге нераторе, шпм\ Gц — циркуляция катализатора, кг!сек\ F — пода ча газа, м3/сек (при нормальных условиях).
2. Уравнение скорости окисления одного из образцов алюмохромового катализатора:
С = Лт0'098, |
(IX,29) |
где С — количество Сг03 (вес.%), образующегося за время т (мин) пребывания катализатора в регенераторе (идеального вытеснения);
lg Л = |
+ 0,766. |
(IX,30) |
Скорость десорбции воды (прокалки катализатора) для аппарата идеального вытеснения рассчитывается по уравнению
<?/<?0 = V ' 61 |
(IX,31) |
(іqlq0 — количество десорбированной воды в долях от начального со держания (/ц)..
16 |
3—1318 |
241 |
Температурный коэффициент А ± определяется из уравнений
Начальное содержание воды, г/кг катализатора
0,2—0,4
О |
CN О |
|
<0,1 |
lg Л = |
( |
800 |
+ |
0,4э) |
|
|
\ |
т |
|
|
|
lg Аг = |
1680 |
-1- 0,65 |
(IX, 32) |
||
|
|
Т |
|
|
|
lg Аі = |
3400 |
+ |
2,61 |
|
|
|
|
Т |
|
|
|
У р а в н е н и я , |
х а р а к т е р и з у ю щ и е |
г и д р о д и |
||
н а м и ч е с к и е |
с в о й с т в а |
с е к ц и о н н о г о |
с л о я . |
|
В эту группу входят уравнения (IX ,12), (IX ,13), |
(IX,26), |
(IX,27). |
Кроме того, сюда же относится уравнение для определения среднего времени пребывания частиц катализатора в секционированном ап парате, эквивалентного времени пребывания в однослойном аппара те идеального смешения:
X |
1 ' |
,0,575 |
(IX,33) |
|
|
( n i l ) 1 |
|
где X — необходимое время |
пребывания |
частиц катализатора в |
|
секционированном аппарате, эквивалентное |
времени хвзв для одно |
слойного аппарата идеального смешения; п — число слоев в аппарате; т] — эффективность решеток по перемешиванию катализатора, опре деляемая по уравнениям (IX ,13) и (IX,26). ■
У р а в н е н и я т е п л о в ы х б а л а н с о в . Для регене ратора можно составить такую же систему уравнений, как и для реактора, с той лишь разницей, что в этих уравнениях необходимо учитывать тепловые эффекты трех реакций: горения топлива, горе
ния углистых отложений и окисления |
катализатора. Количество |
|||
тепла, отдаваемого катализатору газом |
|
|||
|
|
|
Q KSAtcp, |
(IX,34) |
где К — коэффициент |
теплопередачи |
от газа к катализатору, |
||
ккал/(м2- ч • |
град)\ S |
— суммарная внешняя поверхность частиц |
||
катализатора |
в слое, |
м2. |
|
|
О п т и м а л ь н ы е |
у с л о в и я . |
Оптимальным режимом ре |
генератора будем считать такой, при котором за минимальное время пребывания в аппарате катализатор нагревается до требуемой тем пературы, «уголь» выгорает до содержания менее 0,02—0,03 вес. %, количество Сг03 увеличивается до 0,7—0,75вес.%, а содержание воды не превышает 0,1 г/кг катализатора.
Расчет регенератора. Объем регенератора определяется по вре мени пребывания в нем катализатора, необходимого для нагревания, выгорания «угля», окисления и десорбции воды. Исходя из суммар ного времени пребывания и величины циркуляции катализатора, которая определяется при расчете реактора, легко находитсятребуемый объем регенератора.
242
В р е м я |
н а г р е в а н и я к а т а л и з а т о р а . Если по |
данным [215] |
принять, что минимальный коэффициент теплопере |
дачи во взвешенном слое равен 5 ккалім2 ■ч • град, то расчетом можно показать, что для условий, близких к промышленным, про должительность нагревания мелкозернистого катализатора от 400 до 650° С во взвешенном слое не больше 0,5 мин. Следовательно, уже в первом по ходу катализатора слое нагревание его завершается, а потому можно считать, что по всей высоте верхней зоны регенера тора температура постоянна.
В р е м я в ы г о р а н и я « у г л я » рассчитывают по уравне ниям (IX,28) и (IX,33). Эффективность решеток по перемешиванию частиц катализатора находят по уравнениям (IX,13) и (IX,26), а число решеток определяют из конструктивных и экономических соображе ний. В верхней зоне достаточно иметь три четыре решетки. Определим время выгорания углистых отложений при регенерации катализато ра во взвешенном слое при следующих условиях: циркуляция
катализатора Gu = 7000 кг/ч\ подача |
газа F — 550 |
м31ч (при |
|||
нормальных условиях); Р0гн = 0,15 атм\ начальное |
содержание |
||||
«угля» Сн = |
0,15%, конечное содержание |
Ск = |
0,03%. |
Тогда по |
|
уравнению |
(IX,28) длительность регенерации |
в несекционирован- |
|||
ном регенераторе тв38 = 12 мин. Если |
верхняя зона секциониро |
||||
вана тремя решетками с і] = 0,4, то тВЗЕ = |
10 мин. |
|
Таким образом, длительность выгорания «угля» намного боль ше длительности нагревания катализатора, а потому объем верхней
зоны необходимо рассчитывать |
по времени выгорания углистых |
отложений. |
к а т а л и з а т о р а находят по |
В р е м я о к и с л е н и я |
уравнениям (IX,29) и (IX,30). Следует отметить, что по уравнению (IX,30) определяется время окисления в аппарате идеального вы теснения твыт. Пересчет необходимого времени пребывания катали затора в секционном регенераторе производится по уравнению
т = тв |
1 |
+ |
(лтр,0,575 |
(IX,35) |
|
|
|
Расчетами по этим уравнениям найдено, что длительность окис ления катализатора при температуре 600—650° С в аппарате иде ального вытеснения составляет 4—5 мин, а в регенераторе со взве
шенным слоем при п — 4 и т] = |
0,3 т = 11—14 мин. |
|
|
В р е м я д е с о р б ц и и |
в о д ы рассчитывается так же, |
как дли |
|
тельность окисления; при |
этом |
используются уравнения |
(IX,31), |
(IX,32) и (IX,33). Приведем результаты одного расчета. Катализатор поступает в регенератор с температурой 400° С и нагревается до 650° С, время его пребывания в верхней зоне на основании предыду щего расчета составляет 10 мин\ нижняя зона имеет пять слоев (четы ре решетки сг) =0,4), длительность пребывания катализатора в ниж ней зоне для снижения содержания воды до 0,1 г!кг по расчету долж на составлять 34 мин. Если время пребывания в нижней зоне сокра
16* |
243 |
тить до 20 мин, содержание воды в катализаторе повысится до 0,12 г/кг, что приведет к уменьшению выхода бутилена примерно на 5 отн. %. Таким образом, время пребывания катализатора в нижней зоне определяется временем десорбции воды.
ОСНОВЫ РАСЧЕТА РЕАКТОРА ДЛЯ ДЕГИДРИРОВАНИЯ БУТИЛЕНА [354, 362]
Характеристика реактора. Реактор для дегидрирования бу
тилена — вертикальный цилиндрический |
сосуд без |
внешнего |
обо |
||||||||||
|
|
|
грева с неподвижным катализатором. Необ |
||||||||||
Бутилен |
|
|
ходимое для процесса |
тепло |
подводится |
за |
|||||||
|
|
|
счет разбавления исходного бутилена боль |
||||||||||
|
|
|
шим количеством перегретого водяного пара. |
||||||||||
|
|
|
Следовательно, реактор — адиабатический, по |
||||||||||
|
|
|
гидродинамическим условиям он близок |
к ап |
|||||||||
|
|
|
парату идеального вытеснения. |
Катализатор |
|||||||||
|
|
|
может быть размещен одним слоем |
или |
не |
||||||||
|
|
|
сколькими |
слоями; в последнем случае часть |
|||||||||
|
|
|
водяного пара подается между |
этими слоями. |
|||||||||
|
|
|
Схема |
трехслойного |
реактора |
|
представлена |
||||||
|
|
|
на рис. 61. |
|
описание |
процесса. |
Про |
||||||
|
|
Водяной |
Математическое |
||||||||||
|
|
пар |
цесс дегидрирования бутилена на катализаторе |
||||||||||
|
|
|
|||||||||||
|
|
|
К-16 описывается тремя группами уравнений. |
||||||||||
Рис. 61. |
Схема |
трех |
С т е х и о м е т р и ч е с к и е |
у р а в н е |
|||||||||
слойного |
реактора для |
н и я |
р е а к ц и й . |
При дегидрировании бу |
|||||||||
дегидрирования |
бути |
тилена в |
условиях, |
близких |
к |
промышлен |
|||||||
лена. |
|
|
ным, |
протекают следующие реакции: |
|
|
|||||||
н-С4Н8 |
С4Нв+ н2 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
(а) |
||
С4Н6^0,098С Н 4 + |
0,024С2Н4 + |
0,017С3Н0 + |
0,68С4Н8 + |
1.08С, |
(б) |
||||||||
Н20 + |
0.5068С -► 0,493СО2 + |
0.0137СО + |
Н2, |
|
|
|
|
(в) |
|||||
н-С4Н8 =р* изо-С4Н8, |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
(г) |
|||
н-С4Н8 -)- мзо-С4Н8 |
-»■ СН4 -(- С2Н4 + |
С3Н6 -)- С3Н8 -(- |
|
|
|
|
|||||||
+ С„НШ+ ароматические |
углеводороды. |
|
|
|
|
|
|
(д) |
|||||
У р а в н е н и е |
с к о р о с т е й |
р е а к ц и й |
[232, 235 ]. Для |
||||||||||
дегидрирования бутилена: |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
|
|
|
d x ■ |
, п 0,35 |
рс,н„рн, |
|
|
(IX,36) |
|||||
|
|
d (W/F) = |
kPс.н. |
^Ррс,н„ |
|
|
|||||||
|
|
|
|
|
|
|
|||||||
Константу скорости для максимальной активности катализатора |
|||||||||||||
в цикле находят из уравнения |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||
|
|
|
lg/? = — 24 800 |
5,03, |
|
|
|
(IX,37) |
|||||
|
|
|
|
4,5757' |
|
|
|
|
|
|
|
|
244
а для любого времени т в цикле константа скорости определяется по формулам, приведенным в табл. 39 [354].
Температурная зависимость константы равновесия дегидриро вания бутилена выражается уравнением [45]
lg |
= |
+ 5,70121. |
(IX,38) |
Скорость превращения бутадиена [354] описывается уравнением
dxк |
_ А |
|
|
|
/ТV QQ\ |
|
d(W/F) |
|
|
|
|
(lA.jy; |
|
к |
a + e ^ w |
‘ |
||||
|
||||||
В этом случае |
|
|
|
|
|
|
к К = |
- 2 5 |
100 |
, |
е11 |
(IX,40) |
|
4,5757’ |
1 ’ ’ |
|||||
lg a = |
— 25 100 |
. |
п 0, |
(IX,41) |
||
|
4,5757 |
|
,ö i' |
|
Изменение константы скорости kKсо временем выражается зави симостью
£„т = kKexp ( - 0,429т0’613). |
(IX,42) |
Количество «угля» (кг-моль), взаимодействующего за 1 ч на 1 кг |
|
катализатора: |
|
г = kc, |
(IX,43) |
lg к с = ~ 45756°° + 8,2475. |
(IX,44) |
Изменение константы скорости реакции (в) в течение рабочего |
|
периода определяется уравнением |
|
kCT= kc • 1,082 • exp (— 0,215т1’254). |
(IX,45) |
Так же, как и в случае дегидрирования бутана, избирательность процесса дегидрирования бутилена у = - —х к , коэффициент уве
личения объема газа а = 1 + 1,5Х, коэффициент избытка водорода можно принять приближенно постоянным, ß = 1,7.
Реакции (г) и (д) не имеют существенного значения и при расче те состава продуктов дегидрирования бутилена их можно не учиты вать.
У р а в н е н и е т е п л о в о г о б а л а н с а [3621 перед сло ем катализатора (т. е. теплового баланса смешения исходных реа гентов):
СРС4н / нС4Н„ "Ь ^ Н . с Л і - ^ О = 0 + ^ CPCJ»CM'
где ср с соответствующими индексами — теплоемкости соответст вующих веществ, ккал/кг-моль ■град; Срсм — теплоемкость реак ционной смеси; t с индексами — температура, °С; К — разбавле
245