Содержание к диссертации
Введение
1. Литературный обзор «Методы синтеза ГАС и принципы оптимизации трехфазных процессов» 11
1.1. Описание технологической схемы производства ГАС 11
1.2. Анализ реакторов смешения с участием трех фаз 18
1.2.1 Гидродинамика 18
1.2.2 Массопередача и область протекания реакции 22
1.2.3 Кинетика 27
1.2.4 Конструкция трехфазного реактора и классификация 31
1.3. Математическое моделирование трехфазных систем 34
1.4. Выводы 40
2. Оптимизация процесса синтеза ГАС 42
2.1. Кинетическое описание процесса синтеза ГАС 42
2.2. Влияние гидродинамики на массопередачу 54
2.3. Реактор синтеза ГАС 66
2.4. Оптимизация технологического процесса 90
2.5. Параметры технологического процесса 95
2.6. Технологический регламент процесса 100
Заключение 104
Список литературы 106
Приложения 121
- Массопередача и область протекания реакции
- Математическое моделирование трехфазных систем
- Влияние гидродинамики на массопередачу
- Оптимизация технологического процесса
Введение к работе
Актуальность исследований.
Гидроксиламинсульфат (далее ГАС), используемый для оксимирования циклогексанона, является ключевым промежуточным продуктом в синтезе капролактама и получается различными методами. Ограничения на дальнейшую интенсификацию процесса, наложенные требованиями безопасности и экономической целесообразности, указали на необходимость проведения детального исследования существующих способов производства.
Исследуемая реакция синтеза ГАС относится к трехфазным системам, проводится в каскаде реакторов, характерных малыми степенями превращения, сопровождается образованием значительного количества побочных продуктов и дальнейшая оптимизация данного процесса важна с экономической, энергетической и экологической точек зрения.
Целью данного исследования является поиск более эффективного пути проведения промышленного процесса получения ГАС, включающий полное обследование работающего агрегата, математическое описание процесса и проведение машинного эксперимента по выявлению лимитирующих стадий. Возможное устранение существенных различий в результатах лабораторных и промышленных значений скоростей отдельных стадий и других характеристик процесса позволит значительно увеличить скорость образования целевого продукта в промышленном реакторе.
Для достижения поставленной цели необходимо решить следующие основные задачи:
Провести теоретический анализ кинетики и механизма синтеза ГАС, литературный и патентный поиск по реакторам смешения с участием трех фаз и определить возможные направления оптимизации процесса;
Обследовать действующее производство и выявить лимитирующую стадию процесса и провести расчет оптимальных параметров процесса;
Предложить конструкцию нового реактора синтеза для осуществления процесса в выбранных режимах и рассчитать основные параметры его работы;
Провести оптимизацию технологической схемы промышленной установки и разработать технологический регламент.
Базовые методологические научные работы. Теоретической и методологической основой исследования послужили труды отечественных и зарубежных ученых в области трехфазных систем. Выполнение данных исследований опиралось на научные исследования Института кинетики и катализа им. Карпова, Государственного института азотной промышленности, ученых М.И. Темкина, Е.Ф. Стефогло, В.В. Кафарова, Н.В. Кульковой, Н.Н. Саводника, В.А. Шепелина и многих других. Научная новизна полученных результатов.
Определена лимитирующая стадия промышленного процесса;
Обосновано применение неподвижного катализатора, выполненного в виде набора платиновых сеток;
Разработан способ уменьшения диффузионного слоя над поверхностью катализатора;
Предложен способ увеличения скорости транспортирования исходных компонентов к поверхности катализатора и удаления продуктов реакции;
Разработан новый способ ввода энергии в реакционное пространство для осуществления процесса синтеза на основе ультразвуковых колебаний;
Показано, что ультразвуковая колебательная система на несколько порядков менее энергозатратна, чем механическая;
Разработана новая технология каталитического гидрирования газообразных соединений на неподвижном катализаторе с частичным жидкостным рециклом.
Практическая значимость полученных результатов.
Проведение оптимизации технологии получения ГАС позволит повысить производительность процесса более чем на 20 % без увеличения ресурсоемкости;
Установлено, что оптимизированная технология более экологична и позволит уменьшить образование отходов производства за счет увеличения общей селективности процесса по гидроксиламсульфату до 80 % от количества прореагировавшего оксида азота и снижения образования гемиоксида азота до 5 - 8 %, а также позволит использовать сбросные газы в качестве исходного сырья для получения водорода или экологически чистого топлива;
Разработан реакторный блок без использования внутренних перемешивающих устройств с устранением динамических уплотнений для проведения процесса под давлением 2,0 МПа;
Предложена модернизация существующей технологической схемы производства ГАС с включением в нее разработанного реактора.
Апробация результатов диссертации. Основные результаты работы докладывались на 2-й и 3-й Международных конференциях «Безопасность. Технологии. Управление» (Тольятти, 2007, 2008), на 1-й и 2-й Международных конференциях «Экология и безопасность промышленно-транспортных комплексов» (Тольятти, 2005, 2007) и на 13-й Международной конференции «Окружающая природная среда для нас и будущих поколений» (Самара, 2008). Публикации. По результатам работы опубликовано 6 научных работ в различных изданиях России.
Структура и объем диссертации. Диссертация состоит из введения, двух глав, заключения, библиографического списка, приложения. Работа изложена на 124 страницах, содержит 13 таблиц, 19 рисунков. Библиографический список включает 157 наименования научно-технической литературы.
Массопередача и область протекания реакции
В работах [68, 69, 122, 132] приведены результаты исследований по оценке влияния гидродинамики на скорость реакций в трехфазном реакторе с перемешиванием. Воздействие области протекания газожидкостной гетерогенно-каталитической реакции гидрирования на суспендированном катализаторе с мешалкой описано в работе [68]. Показано, что на эту трехфазную систему и, в частности, на величину концентрации Н2 в жидкой фазе основное влияние оказывает концентрация катализатора, температура, давление, расход газа и скорость вращения мешалки. Предлагаемый подход облегчает изучение механизма каталитических реакций на твердых катализаторах при наличии жидкости с растворенным в ней газом. В работе [69] представлены результаты изучения гетерогенно-каталитической реакции гидрирования на суспендированном катализаторе в реакторе с мешалкой. Интерес вызывает определение коэффициентов массопереноса на границах раздела фаз с предварительным исследованием кинетики процесса. Указано, что граница перехода одного режима в другой сильно зависит от гидродинамических факторов - скорости газа и частоты вращения мешалки, и определяется, прежде всего, концентрацией катализатора в жидкости. В качестве модельной выбрана реакция гидрирования а-метилстирола в кумол на мелкодисперсном катализаторе с 5% палладия на активированном угле.
В работе [132] приведены результаты экспериментальных исследований по оценке влияния перемешивания на скорость гидрирования в трехфазном реакторе с перемешиванием. Эксперимент выполнен в цилиндрическом автоклаве. Исследованы два типа мешалок — турбинная с наклоном лопастей 30 и лопастная. Скорость гидрирования оценена по измерению содержания иода в реакционной смеси. В опытах стабилизировались и контролировались температура и давление. Обработка результатов эксперимента произведена на основе представления реакции последовательного типа псевдопервого порядка. Кажущаяся константа скорости оценена в зависимости от температуры с учетом известных зависимостей влияния интенсивности перемешивания на межфазную поверхность и объемный коэффициент массопереноса. Сопоставлением опытных и расчетных данных подтверждена возможность использования теоретических предпосылок для оценки скорости процесса.
В работе [122] приведены результаты экспериментальных исследований по оценке мощности, затрачиваемой на перемешивание, удерживающей способности по газовой фазе и коэффициенту массопередачи в аппарате с мешалкой. Исследуемая система воздух - водные растворы NaOH и частицы активированного угля. Получены корреляционные соотношения и дан их анализ в сравнении с литературными данными. Исследованию диффузионных процессов посвящены работы [21, 22]. В работе [22] исследован механизм массоотдачи в жидкой фазе в системах с мелкодисперсной суспендированной твердой фазой. Предложено, что массоотдача на границе жидкость - твердая частица однозначно определяется зависимостью коэффициента массоотдачи К от коэффициента молекулярной диффузии D в виде: К пропорционально D-n; величина п по пленочной теории, в соответствии с которой существует неподвижный пограничный слой, равен 1; по модели ламинарного движения пограничного слоя п = 2/3; модели проницания и обновления поверхности дают п = 1/2. Найдено, что в соответствии с решением уравнений конвективной диффузии величина п колеблется от 1/2 до 5/6 в зависимости от принятой степени затухания турбулентных пульсаций в вязком подслое.
В работе [21] изучена модельная реакция гидрирования С2Н4 в стеклянном реакторе на суспендированном в воде катализатором при атмосферном давлении и температуре 20 и 35 С. Первый реактор оборудован турбинной 4-х лопастной мешалкой; 2-ой реактор был оснащен стеклянным фильтром с отверстиями для барботажа воздухом. В качестве катализатора использован 5 % Pt на активированном угле с размером частиц 6 мм, плотностью 1 г/см и коэффициентом пористости 0,5. В обоих случаях скорость гидрирования определяется массопереносом между газовой фазой и жидкостью и жидкой фазой и катализатором. В реакторе с мешалкой коэффициент массопереноса от газа к жидкости, умноженный на величину поверхности контакта газ -жидкость пропорционален скорости перемешивания в степени 1,2 и объемной скорости газовой смеси в степени 0,3. Коэффициент массопереноса от жидкости к катализатору пропорционален скорости перемешивания в степени 0,3 и диаметра частиц катализатора в степени от -0,4 до -0,7. В реакторе с перемешиванием воздухом коэффициент массопередачи от газа к жидкости, умноженный на величину поверхности контакта газ - жидкость, пропорционален скорости газа в степени 0,8 и высоте реактора в степени -0,8; коэффициент массопередачи от жидкости к катализатору пропорционален скорости газа в степени 0 — 0,15.
На необходимость учета фактора смачиваемости при описании кинетики реакций в трехфазных реакторах обращено внимание в работах [79, 117, 133, 145]. Так, в работе [117] исследован реактор с трехфазным слоем, в котором частицы катализатора смачиваются не полностью. Доля поверхности частиц, покрытых пленкой жидкости, оценивается показателем эффективности смачивания/ который лежит в пределах от 0,6 до 1,0. Сухая поверхность составляет долю, равную І-f, причем/имеет постоянное и одинаковое значение для всего слоя. Составлены и решены уравнения материального баланса, оценено влияние величины / на показатели работы реактора окисления S02 водными растворами на катализаторе - активированном угле в реакторе с трехфазным слоем. Показано, что влияние величины /в области от 0,6 до 1,0 сильно сказывается на величине конверсии. Получена оценка величины / в зависимости от фиктивной скорости газа.
В работе [133] дан метод оценки величины смоченной поверхности катализатора в процессе окисления двуокиси серы в реакторе с трехфазным слоем. В качестве катализатора в работе был использован активированный уголь. Среднюю скорость реакции рассчитывали по значениям серной кислоты, получаемой на выходе из реактора. Получены зависимости средней скорости реакции от расхода жидкости. Для описания процесса использована диффузионная модель по газу и жидкости, по которой получены оценки коэффициента массопереноса в системе газ - жидкость и жидкость - твердая частица. Исследование проводили в стеклянном реакторе с фиксированным слоем катализатора. Жидкость подавалась сверху реактора через специальное распределительное устройство.
Математическое моделирование трехфазных систем
В работе [149] выполнен обзор эмпирических корреляций для оценки параметров масштабного перехода суспензионных реакторов с перемешиванием. Обнаружено противоречие между результатами, полученными в разных исследованиях.
В работе [23] на основании экспериментальных данных, полученных на модельной установке, разработаны математические модели для расчета процесса синтеза метанола в трехфазном реакторе с суспендированным катализатором (частицы твердого катализатора распределены в жидкой фазе, через которую барботируют газ). Показано влияние отдельных параметров процесса на функционирование реактора. Проведение синтеза метанола в трехфазном реакторе с суспендированным катализатором при оптимальной величине расхода газа для данных условий протекания процесса (диаметр частиц катализатора, величина его. загрузки, физико-химические свойства веществ, конструктивные размеры реактора и др.) позволяет повысить степень превращения на 10 - 15 % по сравнению с реакцией в двухфазном реакторе со стационарным слоем катализатора, а также значительно снижает энергетические затраты. В работе [112] рассмотрены расчет и функционирование суспензионных реакторов. Определены 4 подсистемы, независимые оценки для которых необходимо сделать для построения математической модели: подсистема 1 — гидродинамические параметры (распределение пузырей по размерам, средний диаметр, удельная межфазная поверхность, коэффициент диффузии по газу и суспензионной фазе, параметры коалесценции); подсистема 2 — теплообменные и массообменные параметры (межфазная поверхность газ - жидкость и жидкость - твердое тело, скорость теплоотдачи от стенки к суспензии и обратно); подсистема 3 — параметры твердой фазы в суспензии (минимальная скорость газа для суспендирования, локальные концентрационные профили, влияние концентрации, распределения частиц по размерам); подсистема 4 — параметры химической реакции (термодинамика и кинетика, перенос в порах, адсорбция, взаимодействие с параметрами первых трех подсистем). В работе [66] изучена динамика работы непрерывного реактора идеального смешения при протекании газо-жидкостной реакции на суспендированном катализаторе. Разработана математическая модель непрерывного реактора идеального смешения с учетом массопереноса на границах раздела фаз. С помощью модели проанализирована динамика работы проточного по газу и по жидкости реактора идеального смешения, в котором протекает гидрирование на суспендированном катализаторе. В работе [90] проанализирована ячеечная модель с обратными потоками для моделирования процесса перемешивания систем с твердой фазой. Проведено математическое моделирование процесса периодического перемешивания твердой фазы в трехфазной системе газ - жидкость - твердое тело с помощью ячеечной модели с обратными потоками. При выводе модели сделаны допущения: 1) модель состоит из т последовательно соединенных ячеек идеального перемешивания равного объема; 2) движение частиц твердой фазы происходит под действием гравитационных сил (скорость оседания U) и под влиянием движения газовых пузырей (скорость all); 3) коэффициент обратного перемешивания - постоянная величина; 4) частицы твердой фазы однородны по размеру. В работе рассмотрены системы с высокой и низкой концентрацией твердой фазы. Получена зависимость для профиля концентрации твердой фазы по высоте сосуда. Указана связь между диффузионной и ячеечной моделью с обратными потоками. Получено, что т = Ре//7п(а+1/а)], где Ре - число Пекле, а - доля обратного потока. В работе [110] рассмотрена работа, моделирование и проектирование трехфазных реакторов. Описана область использования реакторов и особенности их конструкции. Рассмотрена кинетика: концепция гетерогенных реакций; влияние концентрации катализатора и реагентов; оценка энергии активации. Даны сведения о влиянии среды на скорость процессов окисления жидких систем и водных растворов. Приведены обобщенные данные по скорости массопереноса в системах газ - жидкость и жидкость - твердое тело, оценке общего внешнего коэффициента массоотдачи, сопротивлению за счет внутренней диффузии в твердой частице, интенсивности осевой диффузии и их влиянию на условие окисления. Моделирование и проектирование реакторов основано на использовании моделей для линейной, нелинейной кинетики и некоторых других типов моделей.
В работе [107] проведено моделирование каталитических реакторов с псевдоожиженным слоем с помощью нестационарной диффузионной модели при постоянных физических свойствах и нелинейной кинетике. Представлена динамическая трехфазная модель каталитического реактора с псевдоожиженным слоем (ПС) для сложной изотермической реакции. Предположено, что три фазы (пузыри, гидродинамический след пузырей и эмульсия) статистически однородно распределены в ПС. Получено решение системы уравнений диффузионной модели и определены переходные характеристики процесса. Указано, что продолжительность переходного процесса обратно пропорциональна скорости химической реакции; при быстрой химической реакции время переходного процесса определяется гидродинамикой ПС. Сравнены результаты расчета с экспериментальными данными, полученными для реакции разложения. Отмечено, что при решении уравнений модели физические свойства веществ принимались постоянными; параметры модели определялись по эмпирическим соотношениям.
Математическое моделирование трехфазных каталитических реакторов (газ - жидкость - твердый катализатор) проведено в работе [19]. Приведены математические модели для неподвижного и псевдоожиженного слоев катализатора. Даны имеющиеся зависимости для определения параметров математических моделей.
В работе [101] проведено исследование гидродинамических характеристик процесса Фишера-Тропша в трехфазном псевдоожиженном слое. В работе представлены результаты измерений удерживающей способности (УС) по газу и тепло-массопереноса в реакторах с трехфазным псевдоожиженным слоем (ПС). Установлено, что УС одинакова в реакторах разного диаметра, на основании чего сделан вывод о возможности использования найденных ранее коэффициентов массопереноса для расчета реакторов большего диаметра. На основании измерений по теплопереносу установлено, что скорость движения используемых частиц твердой фазы относительно жидкости мала и суспензия может рассматриваться как гомогенная. Указано, что найденные результаты могут быть экстраполированы на более высокие скорости газа, а найденные коэффициенты теплопереноса согласуются с результатами предыдущих измерений. Сделан вывод, что вследствие возможности расчета коэффициента дисперсии на основании имеющихся литературных данных и отсутствия сопротивления массопереносу между жидкой и твердой фазами, с гидродинамической точки зрения имеется все необходимое для расчета процесса Фишера-Тропша в реакторах с ПС при условии, что режим в реакторе не пенный.
Влияние гидродинамики на массопередачу
Полученные выше значения aL и figi дают скорость поглощения монооксида азота аф Лс о = 0,11 моль/(м3-с), что почти совпадает с действительной величиной 0,12 моль/(м3-с). Величина с NO = 0,012 моль/м3 отвечает рмо = 1,46-10 МПа. Из скорости образования N20 согласно (3) получаем, что kf = 0,13 моль NO/[(M2Ptx-(Mna)2], так что kJ/kf3) = 0,3. По данным [73], kfvkf = 1. Таким образом, селективность промышленного катализатора хотя и значительно улучшена по сравнению с селективностью непромотированного в отношении образования NH3, но ухудшена в отношении образования N20. Это может быть вызвано действием ионов металлов, переходящих в раствор вследствие коррозии материала аппаратуры — кислотоупорной стали [3].
Влияние внутренней диффузии на скорость реакции описывают фактором эффективности 77, равным, по определению, отношению производительности гранулы катализатора к производительности, которая была бы при концентрациях в порах, равных их значениям у внешней поверхности гранулы.
Имеется способ приближенного вычисления т] сферических гранул пористого катализатора при любой кинетике реакции [72, 77]. Он, однако, предполагает, что по всей поверхности пор каталитическая активность одинакова. В случае катализатора, нанесенного на пористый носитель, это предположение выполняется, если катализатор распределен равномерно по всему объему гранул носителя. Но технология изготовления катализатора синтеза ГАС такова, что платина не проникает глубоко в гранулы носителя, а концентрируется в устьях пор (содержание Pt в гранулах пропорционально внешней поверхности гранул, а не объему). В результате путь диффузии существенно меньше, чем он был бы при равномерном распределении платины по поверхности пор, и 7] значительно ближе к 1. Поэтому принимается 77 = 1, т.е. внутренняя диффузия не является лимитирующей стадией.
Можно заключить, что скорость синтеза гидроксиламина в условиях промышленного процесса меньше ожидаемой скорости синтеза в кинетической области при насыщенной газами жидкости в основном из-за медленного растворения газов и в меньшей степени из-за медленной диффузии растворенных газов к внешней поверхности гранул катализатора.
Влияние скорости растворения газов на скорость синтеза ГАС объясняет наблюдаемое уменьшение производительности в ряду реакторов, начиная со второго. По мере увеличения степени превращения H2SO4 в (NH3OH)2S04 и (NH4)2S04 высаливающее действие электролитов растет и растворимость NO, а также Н2 падает. Это приводит к уменьшению скорости растворения газов и в результате процесс замедляется.
В патентах содержатся аналогичные предложения по повышению давления до 0,9 [16, 17] и до 2,0 МПа [15]. Как было сказано выше, решающее значение для производительности реактора имеют процессы массопередачи — растворение N0 и Н2 и их диффузия к внешней поверхности частиц катализатора (внешняя диффузия), которая существенно возрастает при повышении давления. Повышенное давление оказывает существенное влияние и на селективность процесса [16]. При одинаковом-составе газовой смеси на входе (63 % Н2, 35,5 % N0, 1,5 % N2), на выходе при 0,1 МПа содержание N20 — 8 %, при 0,9 МПа — 2,5 %, при 2,0 МПа — 1,5 %. Содержание побочного продукта уменьшилось в 5 раз.
На кинетические параметры процесса можно влиять изменением состава реакционной среды. В патенте [47] предлагается проводить реакцию в присутствии органических соединений, имеющих в своем составе полярные группы и с количеством атомов углерода от 4 до 10. Подобные добавки (циклогексанол, амиловый спирт, диоксан в количестве около 500 мг на 1 литр раствора) увеличивают скорость гидрирования оксида азота более чем вдвое. В промышленном производстве этот метод не реализован ввиду негативного влияния добавок на качество конечного продукта (капролактама).
При одновременном протекании переноса массы газового компонента через жидкость к твердой поверхности катализатора и самой химической реакции могут возникнуть различные режимы процесса. Для их точного определения и изучения необходимо иметь информацию о концентрации растворенного газа в жидкости во время реакции. Изучение кинетики сложных гетерогенно-каталитических реакций, лимитированных процессами массопереноса, является трудным, иногда неосуществимым делом [70, 71]. В этом случае исследования сводятся к определению лимитирующих стадий процесса и их оценкам. Такой прием применяется для изучения газожидкостных реакций на твердом катализаторе, где при наличии трех фаз процесс может определяться внешнедиффузионными торможениями, зависящими от различных гидродинамических факторов [64, 65, 119]. Конечной целью изучения различных режимов процесса в трехфазной системе служит получение уравнения скорости превращения реагентов и нахождение входящих в него параметров. Это уравнение для конкретного процесса (с изученной заранее кинетикой реакции и выявленными зависимостями параметров от различных переменных процесса) должно описывать экспериментальные данные во всех областях протекания реакции — кинетической, переходной и внешнедиффузионной. С переходом проведения процесса от одного типа аппарата к другому обычно изменяются значения параметров процесса, входящих в уравнение скорости процесса, и при расчете реактора принимают во внимание изменившуюся гидродинамику, что отражается в модели всего аппарата в целом.
Оптимизация технологического процесса
В настоящее время в литературе недостаточно экспериментальных данных, которые могли бы помочь разделить влияние гидродинамических факторов на скорость процессов массопереноса на границе газ — жидкость и жидкость — твердое в реакторе с мешалкой [100, 125, 147]. В частности, при постоянном размере зерна катализатора представляет интерес выявить, какой вклад отдельно вносят скорость газа ир и частота вращения мешалки п на интенсификацию процессов массопереноса на этих границах.
Объемный коэффициент массопереноса между газом и жидкостью /3gi определяется прежде всего межфазной поверхностью agi, которая в свою очередь зависит от газосодержания ср и диаметра пузыря газа. Газосодержание в жидкости при (2P=const определяется гидродинамикой в аппарате и физическими свойствами газа и жидкости. Таким образом, для одной пары газа и жидкости /3gi - f (ир, п, t, d/D), т.е. как и agi коэффициент figi зависит от величин d/D, пи Op. В литературе корреляция agi =f(n, d/D) в таких аппаратах обычно связывается с интенсивностью перемешивания, диаметром мешалки и газосодержанием [142, 126, 118]. Причем значения /3gi коррелируются либо от параметра п ct [105], либо только от п [126].
Необходимо указать, что определение газосодержания в таких реакторах весьма затруднено. При высоких значениях п диаметр пузыря обычно постоянен и равен приблизительно 2 — 4 мм [126].
В то же время, как известно, размер пузыря в жидкости определяется ее плотностью, поверхностным натяжением и энергией, подводимой мешалкой на единицу массы в единицу времени [126]. Из теоретических расчетов [118] вытекает, что в турбулентном потоке диаметр пузыря наименьший, когда отношение Рж/аж максимально, а, следовательно, при =const межфазная поверхность между газом и жидкостью (и тем самым J3gi) также максимальна. При очень низкой частоте вращения мешалки (п 0) на (3gl в основном влияет скорость газа.
В литературе весьма мало экспериментальных данных, где бы был отражен совместный эффект влияния ир и числа п на flgi, хотя их роль в интенсификации скорости массопереноса очевидна. Совместное влияние величин ир и п и свойств среды на /3gi можно выразить в виде безразмерного параметра N, полученного на основе газового числа и критерия На рис. 9 приведена экспериментально определенная зависимость figl параметра N при разных ир и п, полученная на исследовании синтеза а-метилстирола в кумол, которую для грубой оценки величины массопереноса на границе газ - жидкость figi можно описать следующим соотношением
Интенсивность перемешивания жидкости п в большей степени влияет на массоперенос между газом и жидкостью, чем скорость газа ир. В колонном реакторе (п - 0) при возрастании расхода газа скорость реакции повышается не только из-за увеличения Д,/, но и вследствие роста истинной концентрации катализатора в жидкости. Таким образом, при известных значениях к и /3gi общая скорость процесса в реакторе с мешалкой может быть выражена простым уравнением (12). Коэффициент pgi можно представить в зависимости от гидродинамического параметра N по уравнению (16) в диапазоне рассмотренных значений ир и п. Итак, разрабатывая новую конструкцию реактора синтеза можно придерживаться следующей логической последовательности: повышение скорости реакции и, следовательно, производительности, возможно за счет применения непромотированного платинового катализатора. В этом случае резко снизится селективность по ГАС; в свою очередь, добиться требуемой селективности возможно путем осуществления процесса при давлении 2,0 МПа, но конструкция существующего реактора не позволит этого сделать; для этого необходимо разработать реактор без движущихся элементов, что потребует применения иного и более эффективного способа подвода энергии для интенсификации массопередачи; максимально уменьшить толщину диффузионного слоя; суспендированный катализатор необходимо заменить на неподвижный. Кроме того, для оптимизации технологии синтеза ГАС необходимо учесть следующие требования к технологии: исключить потери катализатора; сократить количество водорода, направляемого на сжигание или найти способ его повторного использования; уменьшить энергопотребление; повысить безопасность процесса.
При выборе направления для дальнейшего исследования, прежде всего, следует исходить из задач которые должны быть решены посредством оптимизации действующего производства. Оптимизация — такое усовершенствование процесса, благодаря которому создаются условия для достижения предельного значения определенной величины. Поскольку производство химической продукции следует рассматривать как экономическую деятельность, оптимизируемая величина должна быть тесно связана с экономикой производства. Это означает, что установка должна обеспечить получение требуемого продукта при минимальной стоимости производства. Хотя химический реактор представляет собой лишь часть оборудования промышленной установки, тем не менее, он может значительно влиять на ее экономику.
