Содержание к диссертации
Введение
Глава 1 Состояние вопроса улучшения качества и основные направления совершенствования технологии производства минеральных базовых масел 9
1.1 Классификация базовых масел в системе API. Производство базовых масел за рубежом и в России 9
1.2 Характеристика сырья и основные положения процесса гидроочистки 14
1.3 Сульфидирование катализаторов 19
1.4 Основные положения процесса каталитической депарафинизации 22
1.5 Дезактивация катализаторов 33
1.6 Экспериментальные методы изучения свойств катализаторов .36
1.7 Катализаторы гидроконверсии, применяемые в производстве масел 39
Глава 2 Объекты и методы исследований 44
2.1 Объекты исследований 44
2.2 Методы исследований 46
2.2.1 Исследования на опытной установке 46
2.2.2 Исследования на промышленной установке 52
2.2.3 Аналитические методы исследований 56
2.2.3.1 Определение группового углеводородного состава компонентов базовых масел методом тонкослойной хроматографии по IP 469/01 56
2.2.3.2 Определение фракционного состава 57
2.2.3.3 Определение содержания соединений серы 57
2.2.3.4 Определение физико-химических свойств 58
2.2.3.5 Фракционирование гидрогенизата 58
2.2.3.6 Определение свойств катализаторов 59
2.2.3.7 Определение площади поверхности катализаторов 59
Глава 3 Результаты исследований процессов гидроочистки и гидродепарафинизации на опытной установке 60
3.1 Результаты исследований на опытной установке процесса гидроочистки на катализаторе ГО-3 8А 60
3.2 Результаты исследований на опытной установке процесса каталитической депарафинизации на катализаторе СГК-5 70
3.3 Сравнительная характеристика результатов исследований на опытной установке процессов гидроочистки на катализаторе ГО-3 8А и каталитической гидродепарафинизации на катализаторе СГК-5 80
3.4 Результаты исследований на опытной установке процесса каталитического гидрооблагораживания на системе катализаторов ГО-38АиСГК-5 83
3.5 Результаты исследований процесса гидрооблагораживания компонентов масляных фракций с использованием системы катализаторов ГО-38А и СГК-5 в промышленных условиях 93
Глава 4 Промышленная реализация процесса гидрооблагораживания масляных компонентов с использованием системы гидрирующего гидродепарафинирующего катализаторов 100
4.1 Определение оптимального диаметра экструдата (зерна) цеолитсодержащего катализатора и времени эффективной работы системы катализаторов 100
4.2 Определение периода активной работы системы катализаторов в промышленном масштабе на основе расчета коэффициента масштабного перехода на базе опытных исследований 109
4.3 Сравнительная характеристика результатов исследований эффективности гидроконверсии системы катализаторов ГО-38А и СГК-5 на опытной установке и в промышленных условиях 117
4.4 Качество базовых масел - продуктов гидроконверсии в промышленных условиях на системе катализаторов ГО-38А и СГК-5 по сравнению с качеством базовых масел, получаемых на ранее применяемом катализаторе АКМ и в сравнении с продукцией мировых производителей. 121
Выводы 124
Список литературы 125
- Характеристика сырья и основные положения процесса гидроочистки
- Определение группового углеводородного состава компонентов базовых масел методом тонкослойной хроматографии по IP 469/01
- Результаты исследований на опытной установке процесса каталитической депарафинизации на катализаторе СГК-5
- Определение периода активной работы системы катализаторов в промышленном масштабе на основе расчета коэффициента масштабного перехода на базе опытных исследований
Введение к работе
Киотский протокол к Рамочной конвенции ООН об изменении климата предписывает сократить к 2012 году выбросы парниковых газов в атмосферу на 5,2%, исходя из объемов 1990 года. Федеральный закон «О ратификации Киотского протокола к Рамочной конвенции ООН об изменении климата» был принят Госдумой 22 октября 2004 года, одобрен Советом Федерации 27 октября и подписан Президентом РФ.
6 октября 2005 г. на заседании правительства Российской Федерации был утвержден первый в России специальный технический регламент «О требованиях к выбросам автомобильной техникой, выпускаемой в обращение на территории Российской Федерации, вредных (загрязняющих) веществ», который вступил в силу в апреле 2006 года. Данный технический регламент установил требования к топливам и смазочным материалам, обеспечивающим регламентные экологические характеристики ДВС.
Совершенствование ДВС, модификация их конструкций с целью увеличения числа оборотов коленчатого вала и повышения эффективности сгорания топлива должны обеспечивать повышение мощности, снижение расхода топлива и токсичности выхлопа.
Конструкции современных устройств очистки выхлопов должны быть совместимы с химическим составом применяемых моторных масел. Нормируемое техническим регламентом «О требованиях к выбросам автомобильной техникой, выпускаемой в обращение на территории Российской Федерации, вредных (загрязняющих) веществ» количество твердых частиц в выхлопе напрямую зависит от уровня содержания соединений серы в базовом компоненте, которое сводится практически к нулю.
Таким образом, основной целью при разработке экологобезопасных смазочных материалов и основными принципами формулирования требований к качеству смазочных масел являются - создание продуктов с увеличенными лубрикационными свойствами и сроком службы, инертностью в от-
ношении катализаторов очистки выхлопных газов, высокой биоразлагаемо-стью и низкой токсичностью, обеспечивающих безопасное хранение и утилизацию отработанных масел [1].
Мировое производство смазочных материалов в настоящее время составляет порядка 40 млн. т /год, присадок более 4 млн. т/год. В России годовая производительность смазочных масел составляет около 3 млн. т/год [2].
Основными способами решения вышеперечисленных проблем является применение каталитических процессов в производстве базовых масел и синтез новых присадок, химическая природа которых наносит минимальный ущерб окружающей среде, но позволяет производить энергосберегающие смазочные материалы [18].
В России в основном производятся базовые масла I группы по классификации API, которые традиционно получают процессами экстракционной очистки вакуумных дистиллятов и депарафинизацией селективными растворителями рафинатов. Из всех предприятий только половина обеспечена конечной стадией гидродоочистки на стационарном слое катализатора на типовых установках Г-24. Задача процесса гидродоочистки ограничивается незначительным улучшением цвета и низкой степенью гидрообессеривания без существенного изменения углеводородного состава в сторону увеличения процента содержания насыщенных углеводородов [20]. Мировая тенденция развития технологий производства базовых масел характеризуется применением процессов углубленной гидроконверсией сернистых соединений на современных катализаторах [25,42]. При сравнении аналогов базовых масел производства Российских и зарубежных предприятий приоритет остается за зарубежными компаниями.
Таким образом, актуальным является вопрос повышения экологических свойств базовых масел и разработки технологии и применения катализаторов способных повысить эффективность процесса гидрооблагораживания масел за счет изменения группового углеводородного состава. Изучение закономерностей процесса гидрооблагораживания при его промышленной реализа-
7 ции позволит создать каталитическую систему с заданными гидродинамическими параметрами, повысить уровень управляемости процесса и достижения благоприятного сочетания таких факторов, как выход и качество продукта, в том числе за счет модернизации действующих установок гидроочистки масел.
В представленной работе предлагается один из вариантов решения вопроса экологичности смазочных материалов - способом влияния технологическими гидрогенизационными процессами на химический состав базовых масел I группы по классификации Американского института нефти (API).
Цель работы - разработка технологии производства компонентов базовых масел с улучшенными физико-химическими и экологическими свойствами путем применения процессов гидродепарафинизации на цеолитном катализаторе и гидроочистки на алюмоникельмолибденовом катализаторе с оптимальными гидродинамическими свойствами каталитической системы.
Для достижения поставленной цели решались следующие задачи:
разработка методического подхода к изучению процессов гидрооблагораживания с использованием опытной установки и системы масштабных переходов на промышленную установку при переработке масляных фракций различного уровня вязкости и фракционного состава при различных температурных условиях;
исследование процесса каталитической гидродепарафинизации масляных фракций на цеолитном катализаторе и процесса гидроочистки на алюмоникельмолибденовом катализаторе;
изучение процесса гидроконверсии масляных фракций с применением комплексной системы цеолитного катализатора депарафинизации и катализатора гидроочистки;
- изучение физико-химических свойств товарных и базовых масел
произведенных по разработанной технологии;
исследование граничных значений характеризующих период активной работы цеолитного катализатора и системы катализаторов в целом, а также условий активации и регенерации катализаторов;
изучение влияния геометрических размеров экструдата цеолитного катализатора для комплексной загрузки промышленных реакторов, обеспечивающих режимную эксплуатацию циркуляционного контура установки Г-24 по гидродинамическим характеристикам;
исследование критериев масштабного перехода от результатов исследований к условиям промышленного производства.
Характеристика сырья и основные положения процесса гидроочистки
Так как первоочередной целью работы является улучшение химического состава базовых масел за счет повышения содержания парафино-нафтеновых углеводородов и удаление соединений серы, то рассмотрим фактор влияния качества сырья на процесс гидроочистки.
Основные закономерности гидроочистки нефтепродуктов (от бензина до масляных фракций) на окисных катализаторах определяются главным образом природой и содержанием гетероорганических соединений нефти [34].
Содержание сераорганических соединений в нефтях колеблется в довольно широких пределах. Наиболее богатые водородом нефти парафино-нафтенового основания характеризуются самым низким содержанием серы [50]. Нефти, бедные водородом, то есть высокосмолистые нефти ароматического основания, как правило, содержат наибольшее количество серы. В нефтях нафтенового и ароматического основания нередко наблюдается параллелизм в содержании сера- и азот-органических соединений [3]. Содержание серы в нефтяных фракциях распределено неравномерно и в основном кон 15 центрируется в остаточных продуктах, постепенно увеличиваясь с повышением температуры кипения фракций и ростом содержания ароматических углеводородов в них (табл. 4) [4].
Сера содержится в нефтях и продуктах ее переработки в виде элементарной серы, сероводорода, меркаптанов, алифатических и ароматических сульфидов, циклических сульфидов, тиофенов и бензотиофенов. Дисульфиды обычно образуются в результате окисления меркаптанов. Элементарная сера также в основном является продуктом окисления сероводорода [5]. Относительное содержание различных сернистых соединений зависит от происхождения нефти, но отмечаются и определенные закономерности в распределении этих соединений по фракциям нефтепродуктов. Меркапта-новая сера концентрируется преимущественно в головных фракциях нефти. Основная масса сернистых соединений в бензиновых и керосиновых фракциях представлена сульфидами [6].
Исследование состава высококипящих сернистых соединений представляет собой трудную задачу, поскольку, как правило, нет модельных индивидуальных соединений для идентификации. Имеющиеся публикации [7, 8] свидетельствуют о том, что большая часть сернистых соединений вакуум 16
ных дистиллятов содержит от одного до шести ароматических колец и состоит преимущественно из бензотиофенов, дибензтиофенов и нафтобензтиофе-на. Имеется также небольшое количество циклических сульфидов. В высокомолекулярных остаточных нефтепродуктах практически вся сера связана с ароматическими структурами и соединениями, содержащими другие гете-роэлементы (О-, N-, металлы) [9]. В нефтяных смолах и асфальтенах наряду с серой сосредоточен почти весь кислород нефти, а также другие гетероэле-менты [7].
По мере повышения температуры кипения нефтепродуктов содержание смол увеличивается от 0,1 % в бензиновых фракциях до 2 - 7 % в вакуумных дистилпятах. Кислородные соединения высококипящих нефтепродуктов представляют собой сложные, преимущественно циклические структуры. Кислород находят в мостиковых связях и непосредственно в циклах молекул [10]. Кислород является обязательным составным элементом смолисто-асфальтеновых веществ, тогда как наличие других гетероэлементов необязательно [7]. Металлы также в основном сконцентрированы в смолисто-асфальтеновой части нефти. Содержание азотистых соединений в нефтяных дистиллятах невелико. Практически весь азот концентрируется в высокомолекулярной части нефти и прочно связан с ее смолисто-асфальтеновой частью [4]. Реакционная способность гетероорганических соединений снижается по мере увеличения их молекулярного веса. Для сернистых соединений реакционная способность падает в ряду: меркаптаны сульфиды тиофе-ны[11].
С повышением молекулярного веса нефтяной фракции удаление серы и азота становится затруднительным [12]. Поэтому оптимальными условиями для процесса гидроочистки высококипящих смазочных масел являются давление порядка 10 МПа и температура до 400 С.
В России широкое применение нашел процесс гидродоочистки масел при давлении 4 МПа и температуре 300 - 325 С [13]. В зависимости от характера и строения сероорганических, азотистых и других соединений в процессе гидрогенизационной очистки на алюмоко-бальтникелевом катализаторе протекают следующие реакции: - меркаптаны RSH + Н2 -» RH + H2S; - сульфиды RSR + 2Н2 - RH + R H + H2S; -тиофены R-S + 4H2-+RH + H2S; -дисульфиды RS-SR + 3H2-»2RH + 2H2S; - азотсодержащие соединения R-NH2+ Н2— RH + NH3; - кислородсодержащие соединения R-OH + Н2— RH + Н20. Ароматические кольца при гидроочистке не затрагиваются или насыщаются водородом в небольшой степени, преимущественно в конденсированных (три и более циклических) ароматических углеводородах.
В процессах гидроочистки в значительной мере разрушаются металло-органические соединения [14, 49, 58]. Скорость обессеривания асфальтенов составляет примерно 1/6 от скорости удаления серы из остальной части мазута.
С повышением давления процесса гидрирование тяжелой ароматики усиливается. Продукты гидрирования полициклических ароматических соединений и смол наполовину состоят из насыщенных углеводородов, остальное - моно- и бициклические ароматические углеводороды [7].
Константа равновесия реакции водорода с сернистыми соединениями при температурах 300 - 420 С с образованием сероводорода и углеводорода очень велика, то есть реакция практически протекает до конца. Таким образом, глубина сероочистки нефтепродуктов гидрированием может быть доведена до очень большой величины, и фактором, лимитирующим глубину обессеривания в процессе гидроочистки, является только скорость реакции гидрирования [52, 55, 61].
Скорость реакции гидрирования сернистых соединений бензиновых фракций наибольшая, но по мере утяжеления фракционного состава сырья 18 уменьшается. Скорость гидрирования, как сернистых соединений, так и оле-финов, возрастает с повышением температуры, однако при малом времени реагирования, то есть при большой скорости подачи сырья скорость гидрирования сернистых соединений заметно превышает скорость гидрирования олефинов [15].
Повышение парциального давления водорода увеличивает скорость гидрирования сернистых соединений. В тоже время сероочистка протекает уже достаточно глубоко при парциальном давлении водорода 1-2 МПа и поэтому значительное повышение давления не всегда является обязательным [67, 68].
Во всех без исключения гидропроцессах используются катализаторы на основе молибдена и вольфрама. Это объясняется их уникальными каталитическими свойствами ускорять все перечисленные целевые реакции углеводородов и малой чувствительностью к S - и N - содержащим соединениям, которые являются сильными каталитическими ядами для катализаторов гидрогенизации других типов [34, 102]. В качестве носителя используют окись или гидроокись алюминия, которая может быть получена следующими способами: - переосаждение глинозема; - гидролиз алюминийорганических соединений; - термодиспергирование гиббсита [16, 57,64].
Определение группового углеводородного состава компонентов базовых масел методом тонкослойной хроматографии по IP 469/01
Для определения углеводородного состава использовался анализатор «Iatroscan MK-6S» с пламенно-ионизационным детектором.
Принцип тонкослойной хроматографии основан на движении компонентов образца совместно с жидкой подвижной фазой (растворителем) под действием капиллярных сил по слою неподвижной фазы. Компоненты смеси перемещаются с различными скоростями, зависящими от их адсорбции.
Метод измерения массовой доли насыщенных, ароматических и полярных соединений основан на разделении смеси определяемых компонентов на кварцевых стержнях с нанесенным слоем силикагеля. Последующее детектирование осуществляется пламенно-ионизационным детектором. Детектируются следующие соединения: - насыщенные углероды - неароматические циклические и ациклические углеводороды (нафтены и парафины); - ароматические углеводороды - соединения, содержащие одно и более ароматическое кольцо; - полярные соединения (I группа) - полярные соединения с низкой молекулярной массой, содержащие серу, азот, кислород (бензохинолины, карбоксильные кислоты, фенолы); - полярные соединения (II группа) - полярные соединения с более высокой молекулярной массой и многофункциональные полярные соединения, подобно асфальтенам. Определение фракционного состава проводилось газохроматографиче-ским методом.
Для проведения измерений использовался газовый хроматограф НР-5890 фирмы «Hewlett-Packard», оснащенный пламенно-ионизационным детектором, капиллярной колонкой фирмы «Analytical Controls» 5м 0,53мм 0,09мкм Aluclad, многорежимным испарителем с программируемой температурой PTV, программным обеспечением «ChemStation» и «АС SIMDIS» фирмы АС.
Определение содержания соединений серы проводился на приборе МДХ1000 с программным обеспечением фирмы «Oxford» по ASTM D 2622. Метод основан на зависимости интенсивности рентгеновской флуоресценции от концентрации элемента в образце. При облучении образца мощным потоком излучения рентгеновской трубки возникает характеристическое флуоресцентное излучение атомов, которое пропорционально их концентрации в образце. Излучение разлагается в спектр при помощи кристалл-анализаторов, далее с помощью детекторов и счетной электроники измеряется его интенсивность. Математическая обработка метода позволяет проводит количественный и качественный анализ. A) Определение кинематической вязкости проводилось по ГОСТ 33. Б) Определение индекса вязкости - по ГОСТ 25371. B) Определение плотности - по ГОСТ 3900. Г) Анализ температуры вспышки, определяемой в открытом тигле - по ГОСТ 4333. Д) Температура застывания определялась по ГОСТ 20287. Е) Определение цвета проводилось по ГОСТ 20284.
Выделение фракции проводилось на приборе АРН-2 по ГОСТ ПОИ. Полученный в ходе проведения экспериментов гидрогенизат анализировался по показателю фракционный состав. Далее в соответствии с ГОСТ 11011 на аппарате АРН-2 гидрогенизат разделялся на узкие фракции. Методом компаундирования собиралась средняя проба стабилизированной фракции, которая по уровню вязкости соответствовала исходному сырью. 2.2.3.6 Определение свойств катализаторов
Химический состав, насыпная плотность, коэффициент прочности, потери при прокаливании свежих и отработанных катализаторов анализировались по отраслевому стандарту ОСТ 38.01130-95, для химического анализа состава использовался спектрометр с индуктивно связанной плазмой Integra XL.
Площадь поверхности катализаторов определялась на приборе ASAP-2000 по ASTM D 3663 методом измерения объема азота, адсорбированного образцом катализатора при различных уровнях низкого давления. Измеряется разность давления, вызванная введением катализатора в фиксированный объем азота в аппарате для испытания, и используется это значение для расчета площади поверхности по методу БЭТ.
Результаты исследований на опытной установке процесса каталитической депарафинизации на катализаторе СГК-5
В таком виде сырья практически отсутствуют соединения серы. В экспериментах использовалось более вязкое сырье с высоким содержание сернистых соединений. Образовывающийся на активных гидрирующих центрах катализатора СГК-5 сероводород препятствовал конверсии н-алкановых углеводородов и снижал селективность процесса. Возможно, внутри цеолит-ных пор концентрировались серосодержащие комплексы, которые сами действовали как ингибиторы и препятствовали диффузии реагирующих молекул через поры цеолитных катализаторов.
Анализ полученных гидрогенизатов процесса показал существенное изменение фракционного состава по температуре начала кипения масляных компонентов, а также по 5-ти и 10-ти процентным точкам выкипания. Зафиксированный выход депарафинированных масляных фракций на сырье составил в среднем 96 % масс.
Температура конца кипения 698 700 699 701 700 702 700 Обобщая исследования процесса депарафинизации масляных компонентов на катализаторе СГК-5 можно сказать, что, несмотря на влияние фактора качества сырья - высокой вязкости и наличия соединений серы, получен эффект депарафинизации. Наиболее оптимальными значениями температуры застывания в сочетании с индексом вязкости гидродепарафинированных компонентов можно считать значения, полученные в результате экспериментов, проведенных при температуре 330 С.
Сравнивая результаты исследований на опытной установке эффективности процессов гидроконверсии масляных компонентов на катализаторах ГО-38А и СГК-5 можно сказать, что, как катализатор ГО-38А, так и катализатор СГК-5 проявляют в разной степени гидрообессеривающую способность. Степень гидрообесеривания, которая достигается на катализаторе ГО-38А практически в два раза выше, чем на катализаторе СГК-5 (рис. 11).
По таким позициям качества продуктов катализа процессов гидроочистки и каталитической депарафинизации, как температура застывания, содержание парафино-нафтеновых углеводородов и индексу вязкости показано противоположно направленное влияние катализаторов ГО-38А и СГК-5 (рис. 12-13). x
Получено подтверждение того, что в зависимости от роста температуры процесса повышается эффект гидродепарафинизации при работе на катализаторе СГК-5, а также улучшается групповой углеводородный состав и вязкостно-температурные характеристики продуктов катализа при испытании катализатора ГО-38А.
Определено, что в зависимости от повышения вязкости и температуры кипения сырья эффективность катализаторов ГО-38А и СГК-5 снижается.
Температура исследований 330 С является оптимальным параметром процессов гидроочистки и каталитической депарафинизации для всех видов сырья.
Анализ экспериментальных данных позволил сделать предположение о том, что для достижения полноценного каталитического эффекта процесса, выраженного в приобретении масляными компонентами необходимого уровня качества по вязкостно-температурным характеристикам и степени гидро обессеривания необходимо сочетание функций двух катализаторов и организация процесса в одном реакторе.
Исследования эффективности работы композиции катализаторов ГО-38А и СГК-5 методологически проводились по аналогии выше представленным экспериментам за исключением того, что катализаторы применялись без стадии фракционирования до размера 1,5 мм. Средний диаметр экструдатов составлял 2,5 мм. Сульфидирование каталитической системы производилось с применением элементарной серы.
Исходя из задач процесса и условий промышленной реализации разработанной технологии на конкретной действующей установке, была проведена серия предварительных экспериментов, результаты которых позволили определить оптимальное соотношение в композиции катализаторов ГО-38А и СГК-5 для каждого вида сырья. Дальнейшие испытания проводились на системе катализаторов в соотношении ГО-38А : СГК-5 = 56 : 44 с использованием маловязкого и вязкого масляных компонентах и на системе катализаторов в соотношении ГО-38А : СГК-5 = 76 : 24 с использованием вязкого и остаточного масляных компонентов.
Определение периода активной работы системы катализаторов в промышленном масштабе на основе расчета коэффициента масштабного перехода на базе опытных исследований
Очевидно, что период активной работы катализатора взаимосвязан с гидродинамикой движения фаз по слою зернистого материала, диффузионными процессами и в совокупности коксообразованием на поверхности зерна. Помимо геометрии зерна катализатора способ его засыпки, геометрические характеристики реакторов: высота, внутренний диаметр, обеспечивают линейные размеры и гидродинамическое состояние в слое. Результаты моделирования и исследований процессов на опытных установках могут быть не реализованы на практике при возможных отклонениях от принятого технологического режима работы реактора. Эти отклонения обусловлены неодно-родностями смешения исходных веществ и условий подогрева и охлаждения реакционной смеси, неравномерностью распределения потоков по сечению химических реакторов, неравномерным подводом смеси в аппарат и отводом из него потока, образованием застойных зон и пристеночных эффектов.
Фиктивная скорость жидкости со0 (м/с) рассчитывалась как отношение объемного расхода движущейся среды ко всей площади поперечного сечения по формуле: со0 = coVmmJ 3600 S, (11) где со - объемная скорость среды (ч"1); Кат - объем катализаторного слоя (м3); S - площадь поперечного сечения реактора (м ); 3600 - количество секунд в одном часе. Таблица 22 Характеристика экструдатов катализаторов ГО-38А и СГК- Параметры Катализатор ГО-38А Катализатор СГК-5 Высота зерна, см 0,760 0,905 Диметр зерна, см 0,29 0,296 Масса зерна, г 0,0821 0,081 Объем зерна, см3 0,050 0,062 Насыпная плотность, г/см 0,8 0,8 Плотность зерен (истинная плотность), г/см3 1,636 1,301 Внешняя поверхность зерна, см2 0,824 0,979 Удельная поверхность зерна, см /см 16,42 15,72 Порозность, см3/см3 0,511 0,385 Удельная поверхность слоя, - см2/см3 8,030 9,666 2/ 3-м /м 803,0 966,6 Таблица 23 Расчет перепада давления по реакторам промышленной установки Наименование параметров Р-1 Р-3 Р-4 ГО-38А,76% СГК-5,24% ГО-38А, 56% СГК-5,44% ГО-38А, 56% СГК-5,44% Высота реактора, м 11 11 8,2 Диаметр реактора, м 1,3 1,3 1,8 Соотношение высоты к диаметру 8,5 8,5 4,6 Объемная скорость потока, ч"1 800 800 800 Площадь сечения реактора, м 1,33 1,33 2,54 Объем катализатора, м3 8,32 2,70 5,30 3,90 9,90 7,40 Высота слоя катализатора, м 6,27 2,04 4,00 2,94 3,89 2,91 Фиктивная скорость среды, - м/ч; - м/с 6645 6645 5548 5548 5442 5442 1,846 1,846 1,541 1,541 1,512 1,512 Плотность среды при 330 С, кг/м3 4,47 4,47 4,47 4,47 4,47 4,47 Динамическая вязкость среды при 330 С, МПа/с 0,184 0,184 0,184 0,184 0,184 0,184 Критерий Re 223379 223379 186486 186486 182913 182913 Общий коэффициент сопротивления 2,34060 2,34060 2,34071 2,34071 2,34073 2,34073 Перепад давления по слою катализатора, МПа 0,168 0,055 0,075 0,055 0,070 0,052 Общий перепад давления, МПа 0,223 0,130 0,122 Таблица 24 Расчет критерия Рейнольдса и критерия Эйлера Ей Наименование Эксперимент Промышленная установка Система катализаторов ГО-38А : СГК-5 = 56:44 Система катализаторовГО-38А : СГК-5 = 76 :24 Система катализаторов ГО-38А: СГК-5 = 56 :44 Система катализаторов ГО-38А: СГК-5 =56:44 Система катализаторовГО-38А : СГК-5 = 76 :24 Позиция - - Р-3 Р-4 Р-1 Высота реактора, м - - 11 8,2 11 Диаметр реактора, м 0,05 0,05 1,3 1,8 1,3 Соотношение высоты слоя к диаметру 2,5 2,5 8,5 4,6 8,5 Объемная скорость потока, ч" 800 800 800 800 800 Площадь сечения реактора, м 0,00196 0,00196 1,33 2,54 1,33 Объем катализатора, м 0,250x10_3 0,250x10 3 9,2 17,3 11,0 Высота слоя катализатора, м 0,127 0,127 6,94 6,8 8,31 Фиктивная скорость среды, м/с 0,028 0,028 1,541 1,512 1,846 Плотность среды при 330 С, кг/м3 4,47 4,47 4,47 4,47 4,47 Динамическая вязкость среды при 330 С, МПа/с 0,184 0,184 0,184 0,184 0,184 Общий коэффициент сопротивления 2,38231 2,38166 2,34071 2,34073 2,34060 Продолжение таблицы Наименование Эксперимент Промышленная установка Система катализаторов ГО-38А : СГК-5 = 56:44 Система катализаторов ГО-38А : СГК-5 = 76:24 Система катализаторов ГО-38А : СГК-5 = 56 : 44 Система катализаторов ГО-38А : СГК-5 = 56:44 Система катализаторов ГО-38А : СГК-5 = 76:24 Перепад давления, МПа 0,8906x10-6 0,8767x106 0,122 0,130 0,223 Критерий Re 3144 3193 186486 182913 223379 Среднее значение критерия Re 31 69 197592 Критерий Ей 0,248625x10"3 0,244754x10"3 0,014618011 0,012204287 0,011970574 Среднее значение критерия Ей 0,24669x10 s 0,01293096 116 Используя отношение: Re промышленной установки / Re опытной установки = 62 (12) и Ей промышленной установки / Ей опытной установки = 52 (13) в качестве коэффициентов масштабного перехода, определим время активной работы системы катализаторов в промышленном масштабе по выражению: т = т0хб2, (14) т = т0х52 (15), где г - время активной работы системы катализаторов в промышленном масштабе; т0 - время активной работы системы катализаторов, определенное экспериментально на опытной установке и равное 196 ч .
Таким образом, применив выражения (14) и (15) можно определить, что время активной работы системы катализаторов должно превышать 1 год.
Лимитирующим фактором предельных границ работы аппаратов промышленной установки являлась производительность компрессорного оборудования, рассчитанного на максимальное рабочее давление 4,2 МПа. Перепад давления по реакторам не должен превышать 0,6 МПа при фактическом давлении процесса на входе в систему установки 3,6 МПа.
Проведенный расчет (табл. 23) показал, что в зависимости от схемы загрузки гидродинамического перепада давления находится в интервале 0,12 - 0,22 МПа и не выходит за рамки ограничения работы компрессорного оборудования.
