Содержание к диссертации
Введение
Глава 1 Литературный обзор 7
1.1 Основные тенденции и проблемы развития катализа на цеолитах 7
1.1.1 Структура и специфические свойства синтетических цеолитов 7
1.1.2 Применение цеолитных систем в различных процессах. 10
1.2 Новые технологии получения моторных топлив 19
1.3 Механизм превращения углеводородов на цеолитах. Физико-химические основы 24
1.4 Дезактивация цеолитных катализаторов. Особенности коксообразования на цеолитах 29
1.5 Моделирование дезактивации и регенерации цеолитных катализаторов 33
1.6 Обобщение, выводы и постановка задачи работы 40
Глава 2 Кинетическая модель процесса ароматизации бензиновых фракций на цеолитах 41
2.1 Анализ экспериментальных данных 43
2.2 Выбор схемы превращения основных компонентов 47
2.3 Термодинамика основных химических реакций 49
2.4 Формулировка модели 52
2.5 Оценка чувствительности модели к сырью различного состава... 57
Глава 3 Кинетическая модель дезактивации цеолитных катализаторов ... 59
3.1 Анализ экспериментальных данных 59
3.2 Модель дезактивации 63
3.3 Описание экспериментов 66
3.4 Уравнения коксообразования на цеолитных катализаторах 70
Глава 4 Моделирование процесса в промышленном реакторе 81
4.1 Выбор типа реактора и задач прогнозирования 81
4.2 Технологические особенности процесса 83
4.3 Состав сырья и продуктов 86
4.4 Математическая модель трубчатого реактора 88
4.5 Настройка параметров модели по данным промышленной установки 91
4.6 Влияние технологических параметров 95
4.6.1 Изотермический реактор с неподвижным слоем катализатора ^5
4.6.2 Влияние адиабатических условий j QQ
4.6.2.1 Модель адиабатического реактора 100
4.6.2.2 Профили по длине слоя 101
4.7 Определение оптимальных условий процесса «Цеоформинг»... 104
Выводы 107
Библиографический список использованной литературы 109
Приложения 119
Приложение 1. Акт о внедрении результатов моделирования в ОАО «Омскнефтехимпроект» 120
Приложение 2. Письмо главного инженера ОАО «Нижневартовский газоперерабатывающий комплекс» о порядке отбора проб стабильного катализата, полученного на установке «Цеоформинг-5000» 121
- Структура и специфические свойства синтетических цеолитов
- Выбор схемы превращения основных компонентов
- Модель дезактивации
- Состав сырья и продуктов
Введение к работе
Переработка газовых конденсатов в моторные топлива является задачей особенно актуальной в Сибири. Она обусловлена недостатком моторных топлив в местах добычи нефти и газа.
Проблема успешно решается при использовании цеолитных катализаторов, позволяющих получать неэтилированные товарные бензины из низкооктановых углеводородных фракций (газовый конденсат, ШФЛУ, газовый бензин) без использования водорода.
Дезактивация катализатора является ключевым аспектом технологии таких процессов и определяет общую их эффективность. Поэтому надежные знания закономерностей дезактивации цеолитного катализатора и возможность ее прогнозирования являются весьма актуальными.
Для реализации описанного процесса в промышленном масштабе требуются высокоэффективные цеолитные катализаторы, устойчивые к закоксованию. Основной путь подбора таких катализаторов заключается в экспериментальном исследовании протекающего процесса на лабораторных и пилотных установках. Поскольку элементарный акт химического превращения не зависит от размера реакционного аппарата, а скорость процессов переноса массы и энергии реагентов в зоне реакции определяется гидродинамическим режимом и, соответственно, размерами аппаратов, такой путь подбора катализаторов является недостаточно эффективным. Это делает необходимым применение метода математического моделирования на основе физико-химических закономерностей протекающих процессов на зерне —> в слое —> реакторе в целом.
Полное математическое описание процесса с учетом нестационарности его протекания, основанное на анализе механизма и кинетики основных реакций и дезактивации позволит объективно прогнозировать поведение катализатора в условиях промышленного процесса, что, в свою очередь, служит основой для
6 проектирования промышленной установки переработки газовых конденсатов с оптимальными технологическими и конструктивными характеристиками.
Цель работы - разработка комплексной математической модели процесса ароматизации бензиновых фракций на цеолитах и ее применение для прогнозирования работы промышленного реактора в условиях дезактивирующегося во времени катализатора.
Для достижения поставленной цели были решены следующие задачи:
Предложена групповая схема превращений основных компонентов, удобная с точки зрения технологических особенностей процесса;
Созданы модели наблюдаемой кинетики основных реакций и дезактивации катализатора;
Описана динамика состава продуктов превращения вследствие дезактивации катализатора и изменения температуры;
Получены модифицированные уравнения коксообразования для двух типов кокса, образующихся на активных центрах цеолитного катализатора;
Описана динамика накопления кокса на образце промышленного катализатора ИК-30-1 при различных режимах проведения процесса;
Разработаны моделирующие программы для расчета основных технологических характеристик процесса переработки бензиновых фракций в моторные топлива в трубчатом реакторе и реакторе с адиабатическим слоем катализатора.
Структура и специфические свойства синтетических цеолитов
Открытие цеолитов - неорганических материалов нового класса -способствовало развитию научных исследований в данной области и широкому применению этих соединений в самых различных отраслях промышленности [1]. Интерес к этим материалам начал возрастать особенно быстро с конца 50-х годов ХХ-го столетия, когда были выявлены возможности воспроизводимого синтеза цеолитов в сравнительно простых условиях и наметились основные области их практического применения [2].
Специфические свойства цеолитов определяют их уникальную адсорбционную и каталитическую эффективность. Цеолиты отличаются молекулярно-ситовым характером структуры, наличием однородных сильнокислотных центров на развитой и доступной поверхности, способностью подвергаться направленному модифицированию, например, катионному обмену, способностью обеспечивать высокодисперсное распределение нанесенных металлов на поверхности катализатора. Структурными единицами цеолитов являются алюмо- и кремнекислородные тетраэдры, способные образовывать канальную структуру (полости).
Существует несколько десятков типов синтетических цеолитов [2]. Из них промышленное применение в качестве адсорбентов и катализаторов нашли цеолит А, фожазиты X и Y, морденит, эрионит, пентасилы. Основное различие в структуре цеолитов заключается в особенностях их алюмосиликатных каркасов и размерах окон больших полостей. Так, в цеолите типа А структура каркаса представляет собой кубическую решетку, в которой большие полости соединяются между собой через восьмичленные кислородные окна do 4-5A.
В цеолитах типа X и Y алюмосиликатный каркас построен из усеченных октаэдров, которые соединены тетраэдрически и образуют решетку алмазного типа, большие полости соединяются через двенадцатичленные кислородные окна do 8-9A . Такие размеры окон доступны для молекул значительных размеров, таких как ароматические соединения и нафтены, что определяет селективность и направленность каталитического действия цеолитов в отношении этих веществ. Различия между типами фожазитов X и Y заключаются в химическом составе решетки. У цеолита типа Y соотношение Si02/Al203 (модуль цеолита) больше чем у типа X [1].
Наиболее интересными для практического использования оказались впервые синтезированные в начале 70-х годов высококремнеземные (ВК) цеолиты семейства пентасил [26]. От цеолитов других структурных типов пентасилы отличаются строением кристаллической решетки, основой которой является пятичленное кольцо. На рис. 1.1 показано строение кристаллической решетки наиболее типичного представителя цеолитов семейства пентасил ZSM-5. В структуре ZSM-5 десятичленные кислородные кольца образуют две системы пересекающихся каналов, лежащих во взаимно-перпендикулярных плоскостях. Цеолиты семейства пентасил отличаются высоким содержанием кремния (Si02/Al203 25), что и определяет силу и локализацию активных кислотных центров. Благодаря высокому содержанию кремния эти цеолиты отличаются высокой термической и термопаровой стабильностью, гидрофобностью, а также высокой селективностью к превращению углеводородов нормального и слаборазветвленного строения. Кроме того, катализаторы на основе ВК-цеолитов отличаются стабильностью каталитической активности во времени и устойчивостью к процессам коксообразования. Эти особенности каталитического действия цеолитов типа пентасил связывают, прежде всего, с уникальной микропористой структурой этих цеолитов, при которой в десятичленных каналах пентасилов возможен синтез и перенос моноароматических молекул, но стерические ограничения препятствуют образованию и диффузии более сложных молекул [26]. Это свойство стало основой для получения высокоэффективных катализаторов с длительным сроком межрегенерационного пробега, а также повлекло за собой усовершенствование и разработку различных практически важных технологических процессов. 1.1.2 Применение цеолитных систем в различных процессах
Создание цеолитных катализаторов с середины 60-х годов привело к интенсификации и совершенствованию технологии процессов, обеспечивающих потребности в качественных энергоносителях (прежде всего в моторных и реактивных топливах), смазочных материалах, изопарафиновых и ароматических углеводородах [3]. Именно эти процессы базируются на применении эффективных энергосберегающих катализаторов, отвечающих требованиям современной технологии, промышленной экологии, качеству перерабатываемого сырья и товарных нефтепродуктов. Использование цеолитов как катализаторов в процессах нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности дает крупный экономический эффект. Так, применение цеолитов для процесса крекинга позволило значительно снизить ежегодные эксплуатационные расходы и сократить капиталовложения [1]. Вместе с тем, для повышения эффективности цеолитных катализаторов необходимо решить ряд важных проблем, связанных с наиболее полным использованием уникальных свойств цеолитов. Высокая активность и тонкопористая структура цеолитов создают трудности, причиной которых является замедление процессов регенерации, массо- и теплообмена по сравнению со скоростью самой каталитической реакции [4].
Выбор схемы превращения основных компонентов
Известно, что реакционный путь превращения углеводородов на цеолитах включает два этапа [130]: первичные реакции разрыва связи С-С и вторичные реакции превращения промежуточных олефинов - реакции образования новых С-С связей и перераспределение водорода в олефинах, приводящие к образованию насыщенных углеводородов (парафиновых и ароматических)
Кроме основных реакций на кислотных центрах цеолитов возможно протекание дополнительных реакций алкилирования и изомеризации как исходных, так и промежуточных продуктов.
В этом процессе сырьем являются углеводороды С3-С4, в то время как в бензиновых фракциях сырья процесса «Цеоформинг» присутствуют парафины, нафтены и ароматические углеводороды. Поэтому нафтены здесь являются не только промежуточными продуктами, но и одним из важных компонентов сырья.
Объединение изо-парафинов и нафтенов в один компонент продиктовано как их близкой реакционной способностью, так и возможностями аналитического контроля на малогабаритных установках, для которых процесс предназначен. 2.3. Термодинамика основных химических реакций
Многие из последовательно- параллельных реакций, протекающих при ароматизации бензиновых фракций на цеолитах, являются обратимыми. В присутствии высококремнеземных цеолитных катализаторов они протекают в том случае, если в целом значение энергии Гиббса (AG) этих превращений будет отрицательной величиной.
Термодинамическая вероятность протекания реакций крекинга нормальных и изо-парафинов (реакции 1, 2 табл. 2.1) увеличивается с повышением температуры. При Т = 800 К константа равновесия для н-гексана составляет 15.76, для изо-гексана (3-метил пентан) - 22.85.
Крекинг нафтенов требует более высоких температур процесса и при Т 700 К реакция термодинамически невыгодна. Реакция изомеризации н-парафинов в условиях процесса находится практически в равновесии, при этом часто равновесие сдвинуто в сторону н-парафинов. Такое поведение дает повод к разработке более совершенных катализаторов, в которых активные центры, ответственные за изомеризацию частично дезактивированы, что дает возможность повысить долю изо-парафиновых углеводородов в получаемом бензине, и как следствие, октановое число. Такая картина наблюдалась у авторов [140] при модифицировании исходного цеолитного катализатора.
Данные таблицы 2.1 показывают, что термодинамическая вероятность протекания реакций ароматизации олефинов достаточно высока даже при 600К. С повышением температуры эта вероятность еще больше возрастает. Следует также отметить, что характерной особенностью превращения углеводородного сырья на цеолитных системах является возможность производства бензинов с пониженным содержанием бензола. Условия процесса термодинамически препятствуют протеканию реакций образования бензола. Это доказывают и расчетные (табл. 2.1) и экспериментальные данные (рис. 2.3). При наличии бензола в исходном сырье сам он частично превращается в ароматические С7-С9 за счет протекания реакций алкилирования промежуточными олефинами и реакций переалкилирования ароматических углеводородов.
Протекание реакций гидрирования олефинов с образованием насыщенных молекул более благоприятно при несколько пониженных температурах. Так гидрирование пропена с образованием н-гексана более вероятно при Т = 600К, а при 800 К константа равновесия близка к единице.
На основе описания экспериментов (рис. 2.1-2.4) с помощью данной модели найдены значения кинетических параметров. Расчеты проводили с помощью программы, реализующей симплексный метод Нелдера-Мида [133]. Решение системы дифференциальных уравнений (2.10) осуществляли методом Новикова [134]. Проводили расчет равновесного состава продуктов реакции при превращении исходного сырья в зависимости от времени контакта и температуры.
Средняя ошибка 15% 12% Из таблицы 2.4 видно, что наибольшую энергию активации имеет реакция крекинга парафинов. Характерно практически полное отсутствие зависимости скоростей реакций 4 и 5 от температуры (значения наблюдаемых энергий активации близки к нулю).
В результате многочисленных расчетов с использованием предложенной модели отмечено, что состав сырья неоднозначно влияет на кинетику процесса, в частности на значения констант скоростей и энергий активации. Так, для различных бензиновых фракций (табл. 2.4), значения энергий активации близки, но существенно отличаются от значений для модельного сырья (табл.2.5). Отмечены, значительные различия констант скоростей 4-ой и 5-ой реакций (см. табл. 2.3 и 2.5).
Модель дезактивации
В предположении двух типов активных центров, а также согласно схеме (2.П) и кинетике наблюдаемых реакций (2.2) [132], уравнения для скоростей реакций на дезактивирующемся катализаторе принимают вид: где, Yj - мольная доля і-того компонента; YH - мольная доля водорода; к,- - константа скорости реакции; Кр - константа равновесия; ас, ар - относительные активности центров, покрытых конденсированным и неконденсированным (полимерным) коксом; &о - доля активных центров, занятых адсорбированными олефинами.
Т.к. олефины (легкие и особенно олигомеры) прочно адсорбируются на активных центрах катализатора, то ( пропорциональна (при низкой температуре 300-440 С) мольной доле олефинов в реакционной смеси (см. ур-ние 2.4). Уравнения (3.6а, 3.6b) вместе с уравнениями материального баланса (3.7) для изотермического интегрального реактора были использованы для анализа экспериментальных данных по дезактивации катализатора. Причем, интегрирование вели по длине слоя, а уравнения кинетики дезактивации решали независимо в определенном интервале времени 0-300 ч (см. табл. 3.1): dY, „ da A 0 , „ где, a = Ей, І Ей,0 - изменение общего числа молей; Vy - стехиометрический коэффициент і-го компонента в j-ой реакции; т- время контакта; г,- скорость j-ой реакции на дезактивирующемся катализаторе в момент времени /, / - время работы катализатора. 3.3. Описание экспериментов
Следует отметить, что значения констант скоростей основных реакций отличаются от рассчитанных ранее в главе 2 (табл.2.1). Это связано не только со сменой сырья, но и с использованием в экспериментах цеолитных катализаторов других типов с добавлением модифицирующих добавок. Кроме того, значения констант, представленные в таблице 3.3, получены с применением модели другого вида. Уравнения наблюдаемой кинетики (3.1) и уравнения дезактивации (3.6а, 3.66) учитывают прочную адсорбцию олефинов в виде зависимости Лэнгмюра (3.3), что характерно для более высоких температур, при которых проводились исследования по изучению стабильности работы катализаторов [140]. При этом схема превращения (2.II) остается без изменений. Таблица 3.3
Анализ кинетики дезактивации проводили для двух типов катализатора. Первый - «исходный катализатор» (3-Zn-HZSM-F, 35% А1203) и второй -«модифицированный» с улучшенной стабильностью [140].
«Модифицированный катализатор» показывает более высокий выход ароматических углеводородов и бензина (ниже выход газа) и большую стабильность (табл. 3.2, рис. 3.2). Анализ модели (3.6) и значений кинетических параметров дает возможность объяснить характер модифицирования катализатора. Следует отметить, что значения констант основных реакций (к\, кг, fa) после модифицирования заметно не меняются. Возможно, это связано с тем, что общее число активных центров не изменилось.
С другой стороны, константы скоростей реакций изомеризации () и гидрирования (к$) снизились в 3 раза и их значения энергии активации стали близкими к нулю. Так как равновесие реакции изомеризации смещено в сторону н-парафинов, это привело к увеличению концентрации изо-парафинов и повышению октанового числа бензина. Более низкая скорость реакции гидрирования обеспечила уменьшение концентрации газа и, следовательно, больший выход бензина.
Очевидно, что на «модифицированном» катализаторе скорости реакций крекинга н-парафинов {rj), изомеризации (г3) и гидрирования олефинов (г5) снижаются, а скорость ароматизации (г4) увеличивается. Именно такое соотношение скоростей реакций приводит к увеличению выхода и октанового числа бензина.
Таким образом, модель (3.6) в предположении адсорбционного торможения реакций олефинами обеспечивает приемлемое описание экспериментов как на «исходном», так и на «модифицированном» катализаторах. При этом модель имеет кинетические параметры, достаточно близкие по своим значениям для обоих типов катализаторов (табл. 3.3) [145]. 3.4. Уравнения новообразования на цеолитных катализаторах
Для более полного анализа причин и характера падения активности цеолитных катализаторов модель дезактивации должна быть дополнена уравнениями коксообразования, которые представляют собой зависимости концентрации кокса от активности. Это связано с тем, что концентрация кокса является более точной, а главное, более информативной характеристикой состояния катализатора, чем время его работы или, например, количество переработанного сырья. Сведения о накоплении и распределении кокса в слое катализатора необходимы также для расчетов его регенерации.
Низкотемпературный, полимерный кокс локализуется, преимущественно, внутри полостей цеолита по механизму монослойного отложения. Так как, размер полостей цеолита сопоставим с размерами реагирующих молекул, то монослойное заполнение поверхности пропорционально объемному заполнению полостей цеолита.
В ходе расчетов, было отмечено влияние и неароматической части сырья на количество отлагаемого кокса, преимущественно в конце цикла каталитических превращений (рис. 3.12). Так, при одном том же содержании ароматических углеводородов (5% масс) увеличение начального содержания н-парафинов в сырье в начале каталитического цикла (до 100 часов работы катализатора) не оказывает существенного влияния на количество отложившегося кокса, но приводит на заключительных стадиях превращения к меньшему его количеству.
Накопление кокса (Сс) на катализаторе в зависимости от начального содержания н-парафинов в сырье (Сп-р). Вероятно, это связано с соотношением скоростей реакций крекинга (rj и г2). (рис. 3.13). Из рисунка видно, что скорость реакций крекинга н-парафинов в начале цикла растет с увеличением концентрации н-парафинов. Это приводит к увеличению концентрации олефинов, а значит и зарождению центров коксообразования. В конце цикла скорость реакции падает вследствие падения активности катализатора, причем скорость оказывается ниже при большем первоначальном содержании н-парафинов.
Анализ зависимости активности цеолитного катализатора от количества отложившегося кокса при ступенчатом подъеме температуры (рис. 3.14) показал, что после накопления определенного количества кокса следует резкое падение активности центров, ответственных за протекание первичных реакций крекинга (ас), что приводит к значительному снижению степени превращения сырья, уменьшению содержания ароматических и изопарафиновых углеводородов в продуктах превращения и, как следствие, падению октанового числа получаемого бензина.
Т.о., коксообразование является главной причиной дезактивации цеолитных катализаторов в процессе ароматизации бензиновых фракций. Проведение описываемого процесса в безводородной среде влечет за собой образование значительных количеств кокса. Вследствие сложной кинетики реакций и наличия двух видов кокса, его влияние на процесс оказывается довольно сложным. Тем не менее, использование закономерностей коксообразования на цеолитах типа пентасил, установленных в [87], а также применение выведенных в данной работе уравнений кинетики реакций (3.1), дезактивации (3.6) и отложения кокса (3.12 и 3.18), позволяет с достаточной надежностью предсказывать поведение катализатора. Разработанные модели использованы для моделирования и оптимизации работы реактора в условиях промышленного процесса.
Состав сырья и продуктов
Сырьем процесса «Цеоформинг» могут быть любые углеводородные фракции, выкипающие в области температур кипения бензина. Катализатор процесса на основе ВК-цеолитов не имеет особых требований к углеводородному составу сырья. Изменение технических характеристик сырья в сторону уменьшения его среднего молекулярного веса (облегчение фракционного и компонентного состава, увеличение упругости паров) приводит к снижению выхода бензина и росту газообразования [49]. Увеличение содержания фактических смол в сырье приводит к снижению длительности межрегенерационного пробега катализатора. Для сырья «Цеоформинга» нет строгого ограничения по содержанию общей серы. Катализатор процесса может перерабатывать серусодержащее сырье с одновременным обессериванием бензиновых фракций, т.к. сера выделяется в виде H2S, который отделяется от жидких продуктов превращения на стадии разделения (сепарации и ректификации) [50]. Увеличение содержания общей серы в сырье приводит к росту концентрации сероводорода в газообразных продуктах реакции. Не допускается наличие в сырье влаги, содержащей соли металлов и их соединений. В табл. 4.1 приведен фракционный и углеводородный составы газового бензина, используемого в качестве сырья на установке «Цеоформинг» Нижневартовского ГПЗ .
Газовый бензин 35.3 14.4 49.7 0.6 Основными компонентами продуктов превращения являются ароматические углеводороды, содержание которых зависит как от состава сырья, так и от технологических параметров процесса; а также непрореагировавшие парафины нормального и изо-строения, нафтены, т.к. их степень превращения составляет около 60 % (макс.) в условиях проведения процесса «Цеоформинг». Побочными являются продукты крекинга - газы Ср С4) водород (до 4 % масс), и олефины [128]. Состав углеводородного газа в ходе процесса остается примерно одинаковым. Основную часть его составляет пропан (около 60 % масс.) [128]. Содержание олефинов в продукте невелико (до 1-3 % масс.) и на протяжении всего процесса слабо изменяется в сторону повышения. Примеры составов контактного газа при различных составах сырья приведены в табл. 4.2 [76].
Для настройки кинетических параметров описываемой модели были использованы экспериментальные данные обследования установки «Цеоформинг» Нижневартовского ГПЗ. В качестве сырья использован газовый бензин, состав которого приведен в таблице 4.1. Произведен отбор проб жидкого катализата через равные промежутки времени (50 часов) с учетом начала пуска установки после проведенной стадии регенерации (см. приложение 2). Определен групповой и углеводородный составы отобранных образцов методом капиллярной газовой хроматографии по стандартным методикам ASTM 5134 и UOP 744.
Показатели процесса для периодов отбора проб зафиксированы с помощью режимных листов и представлены в таблице 4.3. Время вывода секции на рабочий режим определено датой 01.04.05 в 15.00. Из таблицы 4.3 видно, что в ходе проведения процесса производится ступенчатый подъем температуры в среднем на 8-Ю С в сутки путем увеличения расхода топливного газа и воздуха на сгорание в теплогенераторе. Давление в каталитической секции постоянно и равно 10 кгс/см. Расход сырья, подаваемого в реакторный блок, составляет 0,8 м3/ч, что соответствует максимальной производительности установки по сырью. Таблица 4.3 Режимные показатели процесса для периодов отбора проб
Программа расчета реактора процесса «Цеоформинг» позволяет определять такие параметры переноса и гидродинамики как время контакта по газу, гидравлическое сопротивление слоя, фиктивная скорость реакционной смеси, критерии Рейнольдса, Прандтля, Пекле и пр. Методические основы и результаты расчета некоторых из них представлены в таблице 4.5.
Гидравлическое сопротивление слоя _UH{\-s)pcol 7кПа А- общ. коэф-т сопрот, Н- длинатрубки, м; є- порозность; р- плотность,кг/м3; d4- диам экв. шара, м; Ф- факторформы частицы (Ф=0.69- цилиндр)
АР" 4 ЧФ Скоростьреакционной смесив трубке V ха 0 Sm,xx3600 0.150 м/с а- изменение общего числа молей; Srp.- поперечное сечение всех трубок," -ум . S VKaT / Lrp.
Критерий Рейнольдса S,eP„aXV 495 SaepHa-ВНЄШНЯЯ ПОВерХНОСТЬ зерна, М2/М3,8зерна=6(1-Є)/((1ЧФ);v- кинематическая вязкость, м /с
Критерий Прандтля vxCn Pr= "4,, 1.272 Ср-теплоемкость смеси, кДж/м К; Асм-теплопроводность смеси, кДж/ м с К
Параметры теплопереноса - массопереноса по радиусу pc _ Лнхг :PeM=036x D«V, axRmn 0.878 25 A.R- эфф. теплопроводность по радиусу,кДж/ м с К; КТр-радиус трубки, м;DR-эфф. коэффициент диффузии порадиусу, см2/с; VL- объемная скоростьреакционного потока, ч 1. 4.6. Влияние технологических параметров.
Значения констант таблицы 4.4 использованы для анализа влияния технологических параметров процесса, таких как температура, давление, скорость подачи сырья. Для более четкого представления роли каждого из параметров, анализ проведен в два этапа: вначале - в изотермических условиях, а затем в адиабатическом реакторе, с учетом распределения температуры по длине слоя.
Основными управляющими параметрами в изотермических условиях являются температура (7) и весовая скорость подачи сырья (W). Влияние давления на выход и состав продуктов индивидуально для каждого типа сырья, однако не рекомендовано повышение давления выше 3 МПа, рис. 2.4 [129], вследствие уменьшения октанового числа бензина.
Проведение процесса в изотермических условиях к концу цикла работы катализатора (рис. 4.46) приводит к значительному ухудшению параметров процесса, что обусловлено дезактивацией активных центров катализатора. Это снижение степени конверсии сырья, падение выхода ароматических углеводородов, а значит и ухудшение октановых характеристик бензина, кроме того, накапливается значительное количество кокса.
