![](/user_photo/_userpic.png)
книги из ГПНТБ / Тюряев И.Я. Теоретические основы получения бутадиена и изопрена методами дегидрирования
.pdfЭкспериментальные данные по дегидрированию изопентана на промышленном средний размер частиц 230 м к м ) [205]
СО |
|
|
|
|
|
|
о |
|
|
|
|
|
С остав продуктов |
>ѵ |
W I F , |
|
|
|
|
|
ь |
|
|
|
|
|
|
о. |
г катали затора |
|
|
|
|
|
ш• |
моль • |
ч |
|
|
|
|
с |
с, + с< |
изо-СаНц |
«*с,н„ |
З-М етил- |
||
2 |
|
н, |
бу тен-1 |
|||
нУ |
|
|
|
|
|
|
530 |
21,6 |
23,0 |
5,00 |
53,7 |
0,86 |
0,9 |
|
14,6 |
15,4 |
3,14 |
68,2 |
0,88 |
0,6 |
|
10,6 |
9,23 |
3,21 |
78,2 |
0,44 |
0,8 |
|
8,7 |
7,75 |
2,68 |
80,4 |
0,63 |
1,1 |
550 |
21,5 |
27,0 |
6,08 |
47,42 |
0,73 |
0,86 |
|
14,4 |
20,65 |
4,35 |
60,51 |
0,58 |
0,54 |
|
11,7 |
15,7 |
4,63 |
66,22 |
0,46 |
0,67 |
|
8,7 |
15,64 |
1,54 |
66,81 |
0,60 |
0,74 |
570 |
21,4 |
28,60 |
10,65 |
44,1 |
0,26 |
0,65 |
|
14,0 |
23,07 |
6,72 |
55,56 |
0,45 |
0,74 |
|
10,6 |
21,11 |
5,77 |
57,7 |
0,45 |
0,63 |
|
8,8 |
18,8 |
4,92 |
63,5 |
0,23 |
0,49 |
в табл. 25, предварительно выразив их в одинаковых единицах измерения, то окажется, что константы, полученные в работе [182], примерно в три-четыре раза меньше, чем в работе [10]. Та кое различие могло произойти или из-за более низкой начальной активности катализатора [182], или вследствие того, что в усло виях работы [182] максимальная активность катализатора почемулибо не достигалась.
СКОРОСТЬ РЕАКЦИЙ ПРИ ДЕГИДРИРОВАНИИ ИЗОПЕНТАНА
Качественные закономерности каталитического дегидриро вания изопентана до изоамилена, изучавшиеся во многих рабо тах [81, 115, 116, 199—202 и др. ], оказались такими же, как и для бутана. Количественных данных по скорости реакций при дегидри ровании изопентана получено немного. 4
Скорость основной реакции. Скорость реакции дегидрирования изопентана на алюмо-хромовом катализаторе в проточном реакторе при температуре 470—520° С, давлении 0,2—1 атм и глубине превращения изопентана не более 22% подчиняется уравнению [203]:
d [изо-СБН^2] |
£ [ызо-СБН1г] |
(IV,22) |
|
dt |
1«зо-С6Н10]°'4 ‘ |
||
|
Энергия активации в этих условиях равна 38 000 тлімоль, а предэкспоненциальный множитель — 7 • 10“. Оказалось, что водород заметно не тормозит скорость реакции дегидрирования. С учетом обратной реакции уравнение (IV,22) превращается в уравнение
|
|
|
|
|
|
|
|
Т а б л и ц а 27 |
|
катализаторе |
К-5 (объем реактора 25 м л , |
высота |
слоя |
катализатора |
100 м м , |
||||
реакции, об.% |
|
|
|
|
Я |
* |
X |
^ |
|
|
|
|
|
|
|
u“ |
ть |
||
|
|
|
|
|
|
Я |
•} |
||
|
|
|
|
|
|
и *7 |
|
с |
|
|
|
|
|
|
|
^ з о |
ы и О |
збираИ леть но |
|
2-М етил- |
2-М етил- |
|
|
|
О) |
« |
, |
|
|
K -Q H .o-l |
н -СбН 10-2 |
иа£>-С,Н8 |
gV sS |
|
|||||
бутен-2 |
|
бутен-1 |
|
|
|
|
|||
8,08 |
|
4,95 |
0,65 |
0,61 |
2,25 |
25,2 |
20,5 |
82,2 |
|
5,80 |
|
3,0 |
0,45 |
0,43 |
2,1 |
16,6 |
13,6 |
83,2 |
|
4,47 |
|
1,97 |
0,44 |
0,35 |
1,61 |
12,2 |
10,0 |
82,0 |
|
3,48 |
|
1,37 |
0,37 |
0,48 |
1,74 |
10,4 |
8,4 |
80,5 |
|
8,71 |
|
5,85 |
0,44 |
0,25 |
2,66 |
31,7 |
25,5 |
81,5 |
|
7,08 |
|
3,58 |
0,33 |
0,53 |
1,85 |
21,6 |
18,1 |
84,0 |
|
6,59 |
|
3,07 |
0,25 |
0,29 |
2,12 |
17,6 |
15,5 |
87,5 |
|
5,02 |
|
3,71 |
0,32 |
0,25 |
2,81 |
17,0 |
14,6 |
85,5 |
|
7,33 |
|
4,85 |
0,23 |
0,21 |
3,12 |
33,0 |
24,0 |
72,9 |
|
5,86 |
|
5,38 |
0,29 |
0,35 |
1,58 |
24,4 |
19,3 |
79,0 |
|
6,26 |
|
4,36 |
0,33 |
0,33 |
3,06 |
22,0 |
17,6 |
79,6 |
|
6,2 |
|
3,07 |
0,18 |
0,29 |
2,32 |
18,8 |
15,0 |
79,5 |
(IV, 11) для скорости дегидрирования я-бутана, отличающееся от последнего только показателем степени при парциальном давлении (концентрации) олефина в знаменателе.
Установлено [84], что на всех использованных в работе алюмо-хромовых катализаторах скорость дегидрирования изопента на можно описать одним и тем же уравнением (первое уравнение табл. 22), которое после преобразования принимает следующий вид:
1п- 1 — X — X |
= ь JL |
(IV,23) |
|
R р . |
|||
Здесь у—избирательность (число |
молей изоамилена |
и изопрена |
|
на 1 моль изопентана), |
X — глубина превращения |
изопентана, |
|
k — константа скорости, |
т — время |
контакта, Р — давление. |
Опытные данные, полученные в проточном реакторе с неподвиж ным слоем катализатора при температуре 500—580° С и глубине превращения не более 30%, удовлетворительно описываются урав
нением |
(IV,23). Для |
интервала температур |
500—560° |
С Е = |
= 44000 |
кал!моль. |
аналогичное по форме |
уравнению |
Фроста, |
Уравнение (IV,23), |
не учитывает скорость обратной реакции и потому оно более при годно для выражения скорости дегидрирования только в условиях,: достаточно далеких от равновесия, когда протеканием реакции гид рирования можно пренебречь. Из уравнения (IV,23) следует, что скорость дегидрирования достаточно сильно тормозится продукта ми реакции (коэффициент при X равен 1).
82 |
83 |
6 * |
По данным работы [204], полученным в микрореакторе импульс ным методом в условиях, далеких от равновесия (катализатор со
става: |
Сг20 3 — 8—20%, |
Li20 |
и л и К20 |
— 0,3—0,5%, |
остальное |
|
А120 3), |
скорость дегидрирования изопентана |
подчиняется уравне |
||||
нию первого порядка, а |
£' = |
20 000—21 |
800 |
к а л ! м о л ь . |
Приведем |
результаты еще одного исследования [205], в котором скорость дегидрирования изопентана изучалась в реакторе со взвешенным слоем промышленного катализатора К-5. Методика исследования в общем не отличалась от примененной при изучении кинетики дегидрирования н - бутана [10]: диаметр реактора 25 мм , высота слоя катализатора в спокойном состоянии 25—100 мм , средний размер частиц катализатора 63 и 230 м к м . Часть полученных дан ных приведена в табл. 27.
Приведенные в табл. 27 результаты получены экспериментально в реакторе, режим которого очень близок к идеальному вытеснению по газу. Поэтому для обработки опытных данных следует пользо
ваться |
уравнением скорости для реактора |
идеального вытеснения, |
||||||||||
|
|
|
|
Т а б л и ц а |
28 |
т. е. уравнением в дифференци |
||||||
Константы |
|
|
альной форме. |
|
|
|||||||
скорости дегидрирования |
Обработка результатов про |
|||||||||||
изопентана |
на |
промышленном |
ката |
|||||||||
водилась |
[205] |
по |
уравнению |
|||||||||
лизаторе К-5 |
(по |
данным табл. |
27) |
|||||||||
|
|
|
|
|
|
|
(IV,11), в котором |
парциальные |
||||
і р |
Конверсия |
Константа |
Среднее |
уравнения выражены через глу |
||||||||
£ а |
X, мольные |
скорости |
значение |
бину |
превращения |
изопентана, |
||||||
Н н |
доли |
k |
|
к |
аналогично тому, |
как в уравне |
||||||
|
|
|
|
|
|
|||||||
|
|
|
|
|
|
|
нии |
(IV,21): |
|
|
530 |
0,252 |
0,0048 |
|
|
0,166 |
0 0035 |
0,0035 |
|
0,122 |
0,0028 |
|
|
0,104 |
0,0028 |
|
550 |
0,317 |
0,0076 |
|
|
0,216 |
0,0062 |
0 0067 |
|
0,176 |
0,0057 |
|
|
0,170 |
0,0073 |
|
570 |
0,330 |
0,0076 |
0 0081 |
|
0,240 |
0,0076 |
|
|
0,220 |
0,0087 |
|
|
0,188 |
0,0083 |
|
d (Ху) |
h ( |
Рс0 \0.5 |
1 - Х |
d(W/F) |
{ |
ay I |
X0’5 |
* ( > - # • - Ä - ) - |
0V * > |
Рассчитанные константы скорос ти приведены в табл. 28 [205].
Температурную зависимость константы скорости дегидрирования можно выразить уравнением
, ,, |
— 28 800 |
+ 5,4. |
lg К = |
4,575 Т |
(IV,25)
Таким образом, для выражения скорости каталитического де гидрирования изопентана до изоамиленов в разных работах ис пользовались такие же уравнения, как и для скорости дегидриро вания бутана.
Интересно сравнить константы скоростей дегидрирования м-бу- тана и изопентана на одном и том же катализаторе К-5:
к для |
t,°С |
530 |
550 |
570 |
я-С4Н10 |
0,0080 |
0,0120 |
0,0143 |
|
к для |
озо-С6Н12 |
0,0035 |
0,0067 |
0,0081 |
84
Константы скорости дегидрирования н-бутана примерно в два раза больше таковых для изопентана; следовательно, дегидрирова ние н-С4Н10 на катализаторе К-5 протекает с несколько большей скоростью.
Энергии активации каталитического дегидрирования изопен тана, по данным разных исследователей, колеблются примерно в тех же пределах, что и Е для «-С4Н10, т. е. от 20—21,8 до 44 ккал/моль. Исходя из строения этих углеводородов, можно пола
гать, что энергия |
активации дегидрирования |
изопентана должна |
|
быть несколько |
меньше, чем для |
к-бутана. |
|
К р е к и н г |
и з о п е н т а н а |
и |
и з о а м и л е н о в . |
Скорость термического крекинга изопентана обычно выражается уравнением первого порядка. Величина энергии активации тер мического распада при 700—850° С равна 60 500 ± 2000 кал/'моль
[206], предэкспоненциальный множитель 1014 секГ1 При темпера турах ниже 600° С Е = ~58 000 кал/моль [207]. Термическое разло жение изоамиленов и нормальных амиленов подчиняется также уравнению первого порядка, а величина энергии активации равна примерно 60 000 кал/моль [209, 210].
Уравнение скорости крекинга при каталитическом дегидриро вании изопентана до изоамилена получено только для катализатора К-5. Экспериментальные данные, частично приведенные в табл. 27, обрабатывались по уравнениям
= |
k' (^c,Hlf + PCSHJ , |
(ІѴ,15г) |
||
dxK _ |
, „ рс,н,, + рсдн„ |
(IV, 17а) |
||
d(W /F) |
к |
p Ht |
||
|
которые были использованы и для выражения скорости крекинга при дегидрировании «-бутана *. При использовании уравнения (ІѴ,15г) наблюдается меньший разброс значений констант скорости; линейная зависимость lg k от МТ в обоих случаях хорошо выпол няется (рис. 12). Установлено, что
lgk' = ~а% тг |
+ |
1>467 ± |
°'2’ |
(ІѴ-26) |
Jg k" = |
+ |
2,147 ± |
0,3. |
(IV,27) |
У г л е о т л о ж е н и е . Скорость углеотложения при дегид рировании изопентана до изоамиленов, можно полагать, подчиня ется отмеченным закономерностям. Во всяком случае, зависимости состава «угля» и влияния условий дегидрирования изопентана от количества отлагающегося «угля» качественно не отличаются [116] от соответствующих зависимостей углеотложения при дегид рировании «-бутана [10]. Уравнения скорости углеотложения
* Расчеты выполнены с участием А. Е. Мысака.
85
при дегидрировании изопентана до изоамилена в литературе пока не встречены.
И з о м е р и з а ц и я . Скелетная изомеризация изопентана или изоамилена, приводящая к образованию н-пентанов, вызывает снижение избирательности процесса, так как уменьшается выход изоамиленов и изопрена на разложенный изопентан. Кроме того,
Ідк'
Рис. 12. Температурная зависимость констант кре |
|
кинга |
углеводородов СБ: |
1 — по |
уравн ен ию (IV ,26): 2 — по уравнению (IV ,27). |
скелетная изомеризация |
нежелательна и потому, |
что «-пентены |
|
способны превращаться |
в циклопентадиен (я-пентен |
пипери- |
|
лен -> циклопентадиен), |
содержание которого в |
готовом |
изопре |
не строго ограничивается и очистка от которого весьма дорогосто яща [211].
К сожалению, количественных данных по скелетной изомери зации изопентана и изопентенов опубликовано мало. По данным [212], выход углеводородов Съ нормального строения при дегидри ровании изо-СьНп составляет около 3% при выходе изоамиленов
40% (525° С, объемная скорость 1 ч~1). В другой работе [213] уста новлено, что выход нормальных углеводородов С5 возрастает с тем пературой и в металлических реакторах составляет 4—5% за про ход при выходе изопентенов около 30% (550° С, объемная скорость 1 ч-1). Таким образом, глубина скелетной изомеризации, по этим данным, довольно велика: количество нормальных углеводородов С6 составляет 7—15% от количества изоамилена.
Из данных табл. 27 следует, что скорость скелетной изоме
86
ризации, наоборот, |
несколько |
уменьшается с ростом темпера |
|||||
туры (около |
7% |
нормальных С5 от |
количества |
образующихся |
|||
изо-С5Н10 + «зо-С5Н8 при |
температуре 570° С и около 13% — при |
||||||
530° С). ' |
|
|
|
|
|
|
|
СКОРОСТЬ ДЕГИДРИРОВАНИЯ «-БУТАНА И ИЗОПЕНТАНА |
|
||||||
ВО ВЗВЕШЕННОМ СЛОЕ КАТАЛИЗАТОРА |
|
|
|||||
Общие зависимости. В |
реакторе со взвешенным слоем ка |
||||||
тализатора концентрация реагентов по высоте |
реактора |
может |
|||||
определяться |
не только |
скоростью |
химической |
реакции, |
но и |
перемешиванием самих реагентов. Это обстоятельство, а также неизбежный проскок газа в виде пузырьков может привести к су щественному различию в скоростях реакций во взвешенном слое по сравнению с реактором с неподвижным слоем катализатора.
Разумеется, скорость самой поверхностной реакции дегидриро вания в обоих случаях остается одной и той же, поскольку при протекании процесса во взвешенном слое не изменяется ни меха низм, ни стехиометрия реакции. Следовательно, все отличие в опи сании скоростей реакции во взвешенном слое определяется необ ходимостью учета влияния перемешивания газа и твердых частиц, а также проскока газовых пузырьков.
Закономерности, связанные с перемешиванием твердых частиц и газа и с проскоком газовых пузырьков, сводятся к следующему [215—217].
Интенсивность перемешивания частиц катализатора возрастает с повышением линейной скорости газа (вернее, с увеличением приведенной скорости газа, равной отношению скорости газа в ре акторе к скорости начала образования взвешенного слоя), с уве личением размера частиц и с уменьшением высоты слоя (точнее, отношения высоты слоя Н к диаметру реактора D). Количест венные данные по перемешиванию твердых частиц [218] показы вают, что в реакторах с НЮ < 1 перемешивание близко к иде альному.
Интенсивность перемешивания газа возрастает [219] с умень шением размера частиц катализатора и отношения НЮ и мало зависит от приведенной скорости газа (числа псевдоожижения).
Для описания скорости газофазной реакции во взвешенном слое катализатора с учетом перемешивания и проскока газовых пузырьков широко используется так называемая двухфазная мо
дель, |
основанная на следующих предпосылках [220, 221]: |
1. |
Основная часть газа проходит через взвешенный слой в |
виде пузырьков без продольного перемешивания; она образует так называемую разбавленную фазу. Меньшая часть газа вместе со слоем твердых частиц образует плотную фазу; объем этой части газа равен тому количеству, какое необходимо для образования взвешенного слоя. Это предположение подтверждается в работах [216, 222, 223].
87
2.Между газом в плотной фазе и в пузырьках происходит массообмен за счет поперечного потока, вызываемого разностью кон центраций и характеризуемого межфазный коэффициентом.
3.Химическая реакция протекает только в плотной фазе.
4.За счет перемешивания частиц происходит перемешивание газа в плотной фазе, характеризуемое коэффициентом продольного смешения.
5.Принимается, что вследствие идеального перемешивания катализатора взвешенный слой является изотермическим.
Из этой модели следует, что концентрация реагирующего ве
щества уменьшается вследствие протекания реакции и продольного смешивания, а массообмен между газом в плотной фазе и пузырями приводит к увеличению концентрации. Математически это можно выразить уравнением [224]:
= i q (X,) + |
- N (X , - Х й), (IV,28) |
где X t и Х2 — глубина превращения |
исходного вещества в плот |
ной и разбавленной фазах; g = L/L0 — безразмерная высота слоя; L0 — высота слоя (до перехода во взвешенное состояние); L — рас
стояние от начала слоя до |
заданного сечения; К = /е |
-^-С о-1 — |
|||
безразмерный |
кинетический |
параметр; |
k — константа |
скорости; |
|
кукр — скорость |
начала образования |
взвешенного слоя — крити |
|||
ческая скорость, т. е. скорость газа |
в |
плотной фазе; С0 — началь |
ная концентрация реагирующего вещества (для реакции первого
порядка |
п = |
1 |
и К = |
Ат); PeD = |
■~ 'L°---- параметр |
продоль- |
|||
ного смешения |
газа; |
D0 — коэффициент |
продольного смешения; |
||||||
N = ß ——------ параметр |
межфазного |
обмена; |
ß — коэффициент |
||||||
шкр |
обмена; |
w c— скорость |
течения |
газа на |
свободное |
||||
межфазного |
|||||||||
сечение |
реактора. |
|
|
|
|
|
|
||
Согласно определению, концентрация исходного вещества изме |
|||||||||
няется только за счет межфазного обмена |
(реакция в |
пузырьке |
|||||||
не идет), |
т. е. |
|
|
|
|
|
|
|
|
= |
= |
<1Ѵ'29> |
где |
Q — доля газа, |
проходящего через слой |
в плотной фазе, Q = |
= |
IV |
|
|
-------2— . Концентрация реагентов на выходе из реактора усред- |
|||
|
щ |
|
|
няется при смешении двух потоков газа — из плотной и разреженной фаз; суммарная конверсия определяется по этой усредненной концентрации.
Непосредственно из уравнения (IV,28) следует, что |
реактор |
со взвешенным слоем соответствует реактору идеального |
вытесне- |
8 8
ния при отсутствии |
продольного смешения (D0 0) и бесконечно |
большом межфазном обмене (ß ->■ оо). |
|
Анализ решений |
уравнений (IV,28) и (IV,29) показывает [224], |
что влиянием продольного смешения для реакций первого порядка с торможением продуктами реакции можно пренебречь при Рео <
< |
50 Q. В |
лабораторных реакторах L0 не более 0,1 |
м, дакр = |
||||
= |
0,01—0,1 |
м/сек, D0 < ІО-3 м2/сек |
[224], |
pQ = |
0,05 —■0,5. |
||
Отсюда следует, что при достаточно больших проскоках газа |
(на |
||||||
пример, при |
<2>>0,1) и умеренных скоростях |
газа |
(например, |
||||
ш,- < 0,05 м/сек) продольным |
смешением |
можно |
пренебречь, |
по |
|||
скольку в этом случае Ред > |
50 Q |
|
|
|
|
Можно показать, что и в промышленных реакторах дегидриро вания со взвешенным слоем катализатора Ред тоже меньше 50 Q, хотя в этом случае D0 на один или даже два порядка выше, чем для лабораторных условий, но зато линейные скорости и величины проскока газа будут больше (т. е. малые значения Q из-за боль ших значений ш, и малых размеров частиц катализатора).
Дегидрирование я-бутана. Технологические характеристики процесса дегидрирования я-бутана во взвешенном слое впервые получены В. С. Алиевым и сотрудниками [225], а скорость реакции изучена в работах [10, 191,226]. Рассмотрим сначала общие законо мерности дегидрирования бутана, полученные в лабораторных
реакторах со взвешенным слоем |
промышленного катализатора |
К-5 [226]. |
д а н н ы е . Мелкозернистый ка |
Э к с п е р и м е н т а л ь н ы е |
тализатор К-5 приготовлен размолом шариков из той же партии, которая применялась при изучении скорости дегидрирования в неподвижном слое. Гидродинамическая характеристика мелкозер нистого катализатора приведена в табл. 29.
Методика проведения опытов, анализы газа и расчеты выходов были такими же, как и в опытах на неподвижном катализаторе; отбор проб газа производился после достижения максимальной активности катализатора.
Средний размер частиц катализатора рассчитывали по уравне нию [214]:
1 0 0
где xt — содержание фракции, вес. %; dc — размер частиц данной фракции, мкм.
Критическую скорость шкр (скорость начала образования взве шенного слоя) находили по уравнению, экспериментально получен ному для частиц катализатора К-5 [10]:
где р „ и р,г — вязкости воздуха и газа в условиях опытов, пз; шкр — выражена в м/сек; dcp — в мм.
89
Т а б л и ц а 29
Гидродинамические характеристики мелкозернистого катализатора К-5
|
СрединН |
|
Ситовой анализ |
|
г/сма |
Критическая |
||
Номер |
|
мкм |
Содержание |
Плотность |
||||
размер час |
Размер час |
скорость, |
||||||
смеси |
тиц, |
мкм |
фракции, |
слоя, |
|
см/еек |
||
|
|
тиц, |
|
вес.% |
|
|
||
|
|
|
|
|
|
|
||
1 |
277 |
400 |
13,2 |
1,04 |
7,0 |
|||
|
|
|
280 |
4,7 |
|
|
|
|
|
|
|
200 |
24,5 |
|
|
|
|
|
|
|
140 |
14,5 |
|
|
|
|
|
|
|
100 |
0,95 |
|
|
|
|
2 |
|
82 |
140 |
32,4 |
U |
|
1,25 |
|
|
|
|
100 |
29,16 |
|
|
|
|
|
|
|
|
70 |
31,0 |
|
|
|
|
|
|
|
50 |
36,0 |
|
|
|
3 |
|
69 |
Потери |
0,6 |
1,24 |
0,6 |
||
|
140 |
0,14 |
||||||
|
|
|
100 |
2,5 |
|
|
|
|
|
|
|
70 |
34 |
|
|
|
|
|
|
|
50 |
62,62 |
|
|
|
|
|
|
|
Потери |
0,74 |
|
|
|
|
4 |
|
83 |
400 |
4,68 |
1,31 |
1,25 |
||
|
Широкая |
200 |
5.12 |
|
|
|
||
|
фракция |
140 |
2,64 |
|
|
|
||
|
|
|
100 |
5,64 |
|
|
|
|
|
|
|
|
70 |
19,32 |
|
|
|
|
|
|
50 |
50,9 |
|
|
|
|
|
|
|
Потери |
1,06 |
|
|
|
О б щ и е з а в и с и м о с т и . В отличие от процесса дегид рирования в реакторе с неподвижным катализатором процесс де гидрирования во взвешенном слое зависит не только от темпера туры и объемной скорости бутана, но и от отношения высоты слоя
от величины HID:
I — H / D = 6; 2 — 4; 3 — 2; 4 — 1.
катализатора .к диаметру реактора, размера частиц катализатора и линейной скорости газа в аппарате [226]. Влияние отношения высоты слоя Н к диаметру реактора D исследовалось в реакторе диаметром 25 мм при температуре 550° С, HID — 1; 2; 4 и 6 на
90
катализаторе со средним размером частиц 277 мкм. Полученные зависимости выходов бутилена от величины W/F представлены на рис. 13, а.
Если экстраполировать кривые для НЮ, равного 1 и 2, в область
больших значений W/F, |
то из полученных данных следует, что |
при W/F > 20, т. е. при |
сравнительно небольших линейных ско |
ростях газа в реакторе, выходы бутилена повышаются с увеличе нием Н Ю ; причем оптимальная величина НЮ в этих условиях
|
а |
6 |
Выход, об. % |
Рис. 14. |
Влияние размера частиц катализатора на выход бутилена |
(а) и избира |
|
тельность дегидрирования |
(б): |
|
|
1 — tfCp = |
277 мкм', 2 —82; |
3 — 69; 4 — 83 мкм (широкая фракция). |
|
равна 4. Отметим, что при дегидрировании пропана [143] и окисле нии сернистого газа [227] в реакторах такого же диаметра со взве шенным слоем катализатора оптимальное отношение НЮ примерно равнялось этой величине.
В области W/F < 5, т. е. при линейных скоростях больше 0,15 м/сек *, выходы увеличиваются с уменьшением отношения НЮ.
Зависимость |
избирательности дегидрирования от НЮ видна |
из рис. 13, б. |
Из полученных данных следует, что при одном и |
том же выходе избирательность резко уменьшается с уменьшением отношения НЮ.
Уже указывалось, что скорость дегидрирования бутана при температурах ниже 570° С не зависит от размера частиц катализа тора, если эти частицы меньше 0,8—1 мм. Оказывается, в реакто ре со взвешенным слоем размер частиц катализатора существен ным образом влияет на выход и избирательность дегидрирования. Соответствующие зависимости, полученные при температуре 550° С в реакторе диаметром 25 мм при НЮ = 4, представлены на рис. 14. Из полученных данных следует, что выход бутилена при прочих равных условиях растет с увеличением размера частиц катализа тора, причем фракционный состав катализатора не имеет сущест венного значения. Так, на катализаторе с широким фракционным составом, имеющем средний размер частиц-83 мкм, получены прак
* При этом приведенная скорость (отношение линейной скорости к критиче ской) равна 2 и больше.
91
тически такие же выходы, как на катализаторе с узким фракцион ным составом при dcp = 82 мкм. Из рис. 14, б видно, что при вы ходах более 35% избирательность дегидрирования с уменьшением
размера частиц катализатора уменьшается. |
|
|
|
|
|||||
|
Выходы бутилена в зависимости от W/F в реакторах разного |
||||||||
диаметра (температура 550° С, НЮ = 2, |
dcp= 227 мкм) представ |
||||||||
|
|
|
|
|
лены на рис. 15. Для того, |
||||
|
|
|
|
|
чтобы |
правильно |
оценить |
||
|
|
|
|
|
влияние диаметра реактора, |
||||
|
|
|
|
|
необходимо учитывать, что |
||||
|
|
|
|
|
в том случае, когда |
НЮ = |
|||
|
|
|
|
|
= const, при постоянной ве |
||||
|
|
|
|
|
личине |
W/F |
постоянство |
||
|
|
|
|
|
линейных скоростей не со |
||||
|
|
|
|
|
блюдается, так как с уве |
||||
|
|
|
|
|
личением диаметра реакто |
||||
|
|
|
|
|
ра |
количество |
катализато |
||
|
|
|
|
|
ра в нем (а следовательно, |
||||
ход бутилена |
при |
дегидрировании |
бутана |
и |
количество |
подаваемого |
|||
бутана) возрастает |
пропор |
||||||||
во |
взвешенном |
слое |
(550'" С, НЮ = 2, |
dcp = |
ционально кубу диаметра, |
||||
= |
277 мкм): |
|
|
|
|||||
|
|
|
а |
сечение |
пропорцио |
||||
1 — D = 25 мм, |
2 — 35 мм, 3 — 42 мм. |
|
|||||||
реактора. Значит, |
|
|
нально |
квадрату диаметра |
|||||
при НЮ = const и W/F = |
const линейная ско |
рость газа возрастает пропорционально диаметру реактора. Если же при НЮ = const в реакторах разного диаметра сохранить постоян-
Рис. |
16. Сравнение выходов бутилена (а) и избирательности (б) при дегидрирова |
||
нии |
бутана в неподвижном^----------- |
) и взвешенном (--------- |
) слоях катализатора: |
1 , 2 |
— 510; 3, 4 — 530; 5, 6 — 550; |
7, 8 — 570° С. |
|
ную линейную скорость, то нарушится постоянство W/F, посколь ку эти три величины для взвешенного слоя жестко связаны. Срав нительные данные по выходам и избирательности представлены на рис. 16. Из них следует, что даже максимально достигаемые выходы в реакторе со взвешенным слоем (D = 25 мм, НЮ = 4, dcp =
92