Диссертация (1091222), страница 24
Текст из файла (страница 24)
2(14)Так как потоки массы и тепла в центре зерна должны быть равны нулю, уравненияпереноса должны удовлетворять следующим граничным условиям:∂�∂ =0=0,∂�∂ =0=0(15)Граничными условиями на внешней поверхности зерна в этом случае являютсяследующие условия: |= = , , �= 22= .,(16)где cb,i — концентрация на границе зерна катализатора, моль/л;Tb — температура на границезерна катализатора, К.Уравнения для описания химической кинетики процесса:Кинетика синтеза Фишера–Тропша взята из работы [201].
Скорость расходованиямонооксида углерода описывается уравнением: =2/322/3 1/3 2�1+ · · �22/3 · ·,(17)где константы скоростей реакции представлены в виде экспоненциальных зависимостей оттемпературы: = · −, = · − .Параметры кинетической модели оптимизированы под используемый катализатор.(18)135Скорость образования или расходования остальных компонентов определяется последующим соотношениям:2 =· ∑(2 + 1) · (1 − ) · −1 ,2+2 = −· (1 − ) · −1 ,2 = − ,(19)(20)(21)где = � (1 − ) −1 — среднее углеродное число.3.3.2.
Сопоставление результатов расчётов с экспериментальными даннымиДля расчёта основных параметров процесса (конверсии CO, производительности жидкихуглеводородов, отклонения температуры воды в рубашке реактора от температуры в слоекатализатора и др.) была использована математическая модель проточного кожухотрубногореактора со стационарным слоем гранулированного кобальтового катализатора КЧ.
В качествевходных данных использовали геометрические характеристики реактора, состав, температуру иобъёмную скорость синтез-газа, высоту слоя катализатора и инертной засыпки и др.), которыебыли фактически реализованы на лабораторном и опытно-промышленных реакторах, дляадекватного сравнения результатов расчёта и эксперимента.
Таким образом, исследованиепрогностической способности математической модели было проведено сопоставлениемэкспериментальных данных, полученных с лабораторного и опытно-промышленного реакторов,с результатами расчётов при использовании математической модели, в которую вносилиисходные данные и параметры процесса.На рисунке 53 для конверсии СО представлено сопоставление экспериментальныхданных, полученных в результате испытаний на опытно-промышленной установке, срезультатами расчёта. Коридор погрешности в ± 20 % показан в виде заштрихованной области.Экспериментальные данные по конверсии СО для различных объёмных скоростей былиполучены при различных температурах синтеза (таблица 12).136Рисунок 53.
– Сравнение экспериментальных и расчётных данных для конверсии CO приразличных объемных скоростях. Измеряемые температуры реакции изменялись при повышенииобъемной скорости в соответствии с данными, показанными в таблице 12Таблица 12. Температура стенки трубы реактора в зависимости от объёмной скоростисинтез-газа.Объёмная скорость, ч-1Температура стенки, °С1000188–2272000231–2353000237–2394000236–2398000243–25312000249–254В диапазоне объёмных скоростей 2000–12000 ч-1 наблюдается хорошее количественноесовпадение экспериментальных данных по конверсии CO с расчётными. Процесс при данныхвеличинах объёмной скорости синтез-газа характеризуется низким вкладом массопереноса черезжидкую плёнку на поверхности гранул.
При разработке катализатора в условиях (170–220 °С,1371000 ч-1), при которых образуется значительное количество жидких продуктов в пористойструктуре катализатора, влияние данного вида массопереноса будет наибольшим. Математическаямодель не учитывает вклад данного процесса, поэтому наблюдается большое расхождение междурасчётными и экспериментальными данными по конверсии СО при 1000 ч-1.При сравнении экспериментальных данных конверсии СО, полученных с лабораторной иопытной установок, также наблюдались существенные различия, что, в частности, обусловленосущественными различиями в условиях тепломассобмена в слое катализатора (рисунок 54). Этовлияет и на величину наблюдаемой оптимальной температуры синтеза (таблица 13).Рисунок 54.
– Сравнение экспериментальных и расчётных данных для конверсии CO приразличных объемных скоростях. Измеряемые температуры реакции изменялись при повышенииобъемной скорости в соответствии с данными, представленными в таблице 12Таблица 13. Оптимальная температура синтеза лабораторного и опытно-промышленногореактора СФТ.Объёмная скорость, ч-11000200030004000Температура синтеза в реакторе, °СЛабораторныйОпытно-промышленный228223231235234238237238138Сопоставление экспериментальных данных для лабораторного и опытно-промышленногореакторов по конверсии СО представлено на рисунке 54. Значительное отклонение величинконверсии СО лабораторных испытаний катализатора от испытаний на опытной установкевызвано различными условиями тепломассообмена в слое катализатора.
В лабораторномреакторе осевым градиентом температур вследствие малой толщины слоя катализатора (2–3 см)можнопренебречь,радиальныйградиенттемпературотсутствуетиз-завысокойтеплопроводности гранул катализатора. Поэтому в лабораторной установке слой катализатора вцелом работает при одинаковой температуре.
Условия тепломассообмена в катализаторном слоепромышленного реактора существенно отличаются от лабораторных. Это связано различиями вабсолютной величине загрузки катализатора, высоте и др. (см. таблицу 5). Кроме того,промышленные кожухотрубные реакторы, как правило, характеризуются высокой величинойсоотношения высота/радиус (аспектное соотношение). Поэтому одинаковое время контактасинтез-газа с катализатором в лабораторном и промышленном реакторе реализуется приразличных линейных скоростях.
Из-за этого режим тепломассообмена в лабораторном и опытнопромышленном реакторе будет различным.Процесс СФТ сопровождается большим тепловыделением, поэтому необходимоорганизовать эффективный отвод тепла в слое катализатора. В «лобовом» слое, где свежийсинтез-газ контактирует с катализатором, происходит основная конверсия СО и тепловыделение.В результате, в лобовом слое формируется область с наибольшей температурой, так называемое«горячее пятно».
По мере удаления от лобового слоя катализатор будет контактировать со всёболее обеднённым синтез-газом, поэтому интенсивность протекания реакции и тепловыделениевне горячего пятна не будет столь значительным. По этой причине, по длине промышленногореактора возникает температурный профиль, и нагрузка на катализатор в зависимости от егоположения в слое различна.139Рисунок 55.
– Пример температурного профиля в трубчатом реакторе СФТНа рисунке 55 показан типичный пример температурного профиля в реакторе (направлениепотока синтез-газа слева направо). Средняя температура воды (показана пунктирной линией) врубашке реактора составляла 243○С. На входе в лобовой слой наблюдается подъём температуры.Видно, что область, занимаемая горячим пятном, охватывает бóльшую часть всей длины реактора (1–7 термопары). В нижних слоях катализатора тепловыделение не столь значительно из-за того, чтокатализаторный слой работает на обеднённом синтез-газе. Так как тепло реакции эффективноотводится циркулирующей водой рубашки реактора, то температура в нижнем слое катализатора(позиции термопар 7–10) будет практически одинакова и равна температуре стенки. Это в некоторомприближении позволяет считать, что температура стенки постоянна, и применять данный параметрдля описания температуры синтеза в математической модели.Нарисунке56представленыэкспериментальныеданныепроизводительностикатализатора по жидким углеводородам, полученные с лабораторной и опытно-промышленногореакторов, а также представлены результаты расчёта.140Рисунок 56.
– Сравнение экспериментальных и расчётных данных дляпроизводительности C5+ в диапазоне температур синтеза от 223 до 238 оСВидно, что хорошее качественное и количественное совпадение соблюдается как длялабораторного и опытно-промышленного реакторов, так и для результатов расчёта во всёмдиапазоне измерений.141Рисунок 57. – Сравнение экспериментальных и расчётных данных температур горячего пятнаНа рисунке 57 представлены расчётные и экспериментальные данные, полученные врезультате испытаний на опытно-промышленном реакторе, по зависимости температурыгорячего пятна от объёмной скорости синтез-газа.
Формирование горячего пятна приводит котклонению температуры катализаторного слоя от температуры стенки реактора. В диапазонеобъёмных скоростей 1000–2000 ч-1 расчётные и экспериментальные данные различаются напостоянную величину в 2,5 °С. Дальнейшее повышение объёмной скорости приводит квозрастанию расхождения значений.
Отклонение экспериментальных данных от расчётныхвеличин вызваны тем, что в приграничном кипящем слое воды существует градиент температурв 1–3 ○С. Это вызвано формированием пограничного слоя кипящей воды на внешней стенкетрубы реактора. Он создаёт дополнительный градиент температур, что приводит к ухудшениюусловий теплообмена и повышению температуры в слое катализатора.
Математическая модельне учитывает формирование пограничного слоя, поэтому расчётные данные для температурыгорячего пятна при больших объёмных скоростях будут существенно некорректными. Тем неменее,висследуемомдиапазонеобъёмныхскоростей1000–4000ч-1наблюдаетсясистематическая погрешность в 2,5 °С. При учёте этой систематической погрешности модельвполне адекватно способна описывать температуру горячего пятна.142Проведён сравнительный анализ экспериментальных данных, полученных при испытанияхкатализатора на опытной установке, с результатами расчёта с использованием математической модели вкоторую заложены основные характеристики данного реактора со стационарным слоем кобальтовогокатализатора.
![](https://s.studizba.com/z.php?f=/templates/si/i/noavatar.png&w=100&h=100&t=1"){kind=avatar}
