МОДЕЛИРОВАНИЕ ПРОЦЕССА ОКИСЛИТЕЛЬНОГО ДЕГИДРИРОВАНИЯ Н-ДЕКАНА Бабаев Р.К.

Азербайджанский Государственный Университет Нефти и Промышленности


Номер: 4-7
Год: 2016
Страницы: 5-7
Журнал: Актуальные проблемы гуманитарных и естественных наук

Ключевые слова

реактор, дегидрирование, моделирование, reactor, modeling, dehydrogenation

Просмотр статьи

⛔️ (обновите страницу, если статья не отобразилась)

Аннотация к статье

В статье проведено математическое моделирование процесса окислительного дегидрирования н-декана в реакторе с псевдоожиженном слое катализатора. Исследования с использованием двухфазной модели показали, что с увеличением интенсивности межфазного обмена, производительность реактора значительно увеличивается

Текст научной статьи

Окислительное дегидрирование н-парафиновых углеводородов является одним из перспективных направлений получения линейных олефинов. Это обусловлено прежде всего наличием сырьевой базы, узким молекулярно-массовым распределением и достаточно высокой селективностью превращения парафинов в олефин соответствующего строения. Осуществление процесса дегидрирования высших н-парафинов в присутствии кислорода позволяет избавится от нестационарности и цикличности процессов. Изучение этого процесса в настоящее время обусловлено необходимостью создания производства высших олефинов на базе доступного исходного сырья. Исследования кинетических закономерностей реакции проводили в лабораторной установке с безградиентным реактором в интервале 813-853 К, варьировании исходных мольных концентраций н-декана в пределах (2,537-5,075)*10-4 моль/л, кислорода (0,374-I,869)* 10-4 моль/л, и времени контакта не превышающего 0,12с.. В качестве катализатора использовали никель-стибий-ванадиевую оксидную систему, модифицированную оксидом лития, нанесенную на А12O3. Имеющиеся данные кинетических исследований позволили предполо-жить, что при окислительном дегидрировании н-декана имеют место следующие реакции: Экспериментально установлено, процесс окислительного дегидрирования н-декана протекает в кинетической области. Влияние внешнего диффузионного торможения отсутствует, так как процесс осуществляется при высоких скоростях от 0,13 до 0,53 м/с. Внутреннее диффузионное торможение пренебрежительно мало(изменение диаметра гранул катализатора в пределах от 1,5 до 3 мм. Не оказывает существенного влияния на выход целевого продукта). Используя закон действующих масс, построена кинетическая модель изучаемого процесса по всем маршрутам реакции в виде системы уравнений, которая приводится в работе [1,151] С целью составления математической модели процесса в реакторе с псевдоожиженном слоем катализатора использована двухфазная модель псевдоожиженого слоя [2,693]. В качестве ключевых веществ при моделировании использованы н-декан, олефины и кислород. На примере стехиометрически относительно несложных реакций [2,693] показано, что селективность слабо зависит от интенсивности межфазного обмена, а эффект применения «организованного» слоя сводится к повышению коэффициента использования катализатора. Переход к многомаршрутным реакциям со сложной стехиометрией значительно усложняет картину селективности и математический анализ управления процессом при сохранении общего эффекта повышения производительности в случае интенсивности межфазного обмена. Двухфазная модель сводилась к системе уравнений: где - мольные концентрации i - го компонента в плотной и пузырьковой фазах соответственно; q- доля потока в плотной фазе; А- коэффициент приведения к нормальным условиям; τ - время контакта. Анализ процесса в условиях неограниченного межфазного обмена показал, что максимально возможная селективность не превышает 86%. При температуре Т=8530К за счет резкого усиления горения селективность снижается до 81%. Необходимое время контакта для достижения заданной полноты превращения снижается с 0,09 до 0,05 сек. При изменении температуры от 813 до 8530К. В зависимости от интенсивности межфазного обмена селективность меняется незначительно. В области слабого межфазного обмена (ß<1 с.-1) время контакта с увеличением ß во всем температурном интервале 813-8530К снижается. Коэффициент использования катализатора вычисляется с учетом коэффициента межфазного обмена ß по формуле : В таблице 1 приведены значения η в исследованной области варьирования температур и интенсивности межфазного обмена. Из таблицы видно, что в области межфазного обмена (ß<1 с.-1) коэффициент использования катализатора не превышает 52% для низкотемпературной и 36% для высокотемпературной областей процесса. С увеличением интенсивности межфазного обмена и снижением температуры достигает значения 99,5%. Таблица 1 Зависимость коэффициента использования катализатора от интенсивности межфазного обмена. Темпера-тура T, oK Интенсивность межфазного обмена, ß, c.-1 Коэффициент использования катализатора, η, % 813 0.1 52 1 91.4 5 98.2 10 99.1 20 99.5 833 0.1 43.4 1 88.5 5 97.5 10 98.7 20 99.4 853 0.1 36 1 85 5 96.6 10 98.3 20 99.1 Интенсивность межфазного обмена значительно повышает производительность реактора. Исследования показали, что если в области слабого межфазного обмена производительность не превышает 101 г/л(кат)час, то с увеличением ß производительность реактора может достигнуть 410 г/л(кат)час.

Научные конференции

 

(c) Архив публикаций научного журнала. Полное или частичное копирование материалов сайта возможно только с письменного разрешения администрации, а также с указанием прямой активной ссылки на источник.