třífázové trubkové reaktory se zkrápěným ložem katalyzátoru

Třiacutefaacutezoveacute trubkoveacute reaktory se

zkraacutepěnyacutem ložem katalyzaacutetoru

Roman Snop

bull Zkraacutepěneacute reaktory jsou nejvhodněji aplikovatelneacute na provoz heterogenně katalyzovanyacutech reakciacute

bull Nachaacutezejiacute uplatněniacute v průmyslovyacutech provozech organickeacute a palivaacuteřskeacute technologie pro rafinačniacute hydrogenace různyacutech meziproduktů

bull Hlavniacute vyacutehody ve srovnaacuteniacute s promiacutechaacutevanyacutemi reaktory tkviacute v jednoducheacute konstrukci reaktorů nižšiacute provozniacute naacuteklady snadnějšiacute možnost kontinualizace neniacute třeba separovat katalyzaacutetor z reakčniacute směsi zařiacutezeniacute je velmi spolehliveacute

bull Charakteristickeacute podmiacutenky při komerčniacutem užiacutevaacuteniacute představujiacute vysokeacute teploty a vysokyacute tlak

bull Nutnost použiacutet katalyzaacutetor s dostatečnou mechanickou pevnostiacute a poměrně většiacute zrnitosti =gt niacutezkyacute stupeň využitiacute vnitřniacuteho povrchu kat =gt užitiacute nosičovyacutech katalyzaacutetorů s povrchově nanesenou aktivniacute složkou

bull Chod reaktoru je zaacutevislyacute na mnoha faktorech uspořaacutedaacuteniacute konstrukci provozniacutech podmiacutenkaacutech na vlastnostech reakčniacute směsi i na vlastnostech probiacutehajiacuteciacute chemickeacute reakce

Charakteristika

Přenosoveacute jevy

Jednotliveacute kroky přenosu hmoty mezi faacutezemi

1 absorpce vodiacuteku v povrchoveacutem filmu

kapaliny a jeho rozpouštěniacute

2 konvektivniacute přenos a difuacuteze rozpuštěneacuteho

plynu a substraacutetu k povrchu katalyzaacutetoru

3 difuacuteze všech reakčniacutech složek laminaacuterniacutem

povrchovyacutem filmem kapaliny na

katalyzaacutetoru

4 difuacuteze reakčniacutech komponent a produktů

ve vnitřniacutech poacuterech zrna katalyzaacutetoru

5 Povrchovaacute reakce mezi sorbovanyacutemi

reakčniacutemi komponentami

Přenos vodiacuteku____________________________________

bull Přenos vodiacuteku v plynneacute faacutezi

Systeacutem Difuacutezniacute koeficient (cm2s)

vodiacutek - dusiacutek (g)

vodiacutek - benzen (l)

bull sniacuteženiacute vyacutekonu reaktoru jestliže vodiacutek je zředěn inertem

odpor přenosu vodiacuteku z plynneacute faacuteze k rozhraniacute kap faacuteze - plyn

bull Difuacutezniacute koeficient vodiacuteku v kapalneacute faacutezi je teacuteměř o tři řaacutedy nižšiacute než v plynneacute faacutezi

za předpokladu kdy přenos vodiacuteku je uskutečňovaacuten pouze molekulaacuterniacute difuacuteziacute

miacuterou rychlosti přenosu je pak difuacutezniacute koeficient vodiacuteku

Porovnaacuteniacute hodnot difuacutezniacuteho koeficientu vodiacuteku v plynneacute a kapalneacute faacutezi

odpor přenosu vodiacuteku v plynneacute faacutezi lsaquolsaquo v kapalneacute faacutezi

110847

410002


bull Přenos vodiacuteku ve filmu kapalneacute reakčniacute směsi tekouciacute po

vnějšiacutem povrchu zrna katalyzaacutetoru

Čaacutestice katalyzaacutetoru je obklopena filmem kapalneacute reakčniacute směsi kteraacute steacutekaacute po jejiacutem

povrchu Vodiacutek tiacutemto filmem difunduje k aktivniacutemu povrchu katalyzaacutetoru

Zde může byacutet soustředěn značnyacute odpor přenosu hmoty

_________________________________________________________

bull Přenos hmoty v oblastech dotyku sousedniacutech čaacutestic katalyzaacutetoru

Objem vytvořenyacutech menisků kapaliny mezi sousedniacutemi čaacutesticemi v plněneacutem loži

je zaacutevislyacute pouze na Bondově kriteacuteriu

2gRNBO

Zaacutevislost na povrchoveacutem napětiacute

bull Přenos reakčniacutech komponent ve vnitřniacutech poacuterech katalyzaacutetoru

bull Většiacute rozměr katalyzaacutetoru =rsaquo podstatně nižšiacute stupeň využitiacute vnitřniacuteho povrchu

bull Popis přenosu jako v plynneacute faacutezi (předpoklad =rsaquo rychlost celeacuteho procesu

určuje difuacuteze vodiacuteku rozpuštěneacuteho v kapalneacute reakčniacute směsi)

bull Značnyacute odpor předevšiacutem u katalyzaacutetoru s vysokou aktivitou

Aktivniacute složka vhodnaacute v povrchoveacute vrstvě katalyzaacutetoru

bull Určeniacute celkoveacuteho odporu přenosu hmoty v loži zkraacutepěneacuteho reaktoru

složitost =gt experimentaacutelniacute stanoveniacute =gt porovnaacuteniacute rychl reakce s autoklaacutevem

Uacutečinnost zkraacutepěneacuteho reaktoru a stupeň využitiacute vnitřniacuteho povrchu katalyzaacutetoru v

zaacutevislosti na rozměru zrn katalyzaacutetoru

Parametry ovlivňujiacuteciacute režim reaktoru

Konstrukce reaktoru

bull průměr trubek

bull deacutelka trubek

bull počaacutetečniacute distributor kapaliny

bull umiacutestěniacute redistributorů kapaliny

bull vyacuteměna tepla s okoliacutem

Vlastnosti katalyzaacutetoru

bull průměr a tvar tablety katalyzaacutetoru

bull aktivita katalyzaacutetoru

bull distribuce aktivniacute složky v čaacutestici katalyzaacutetoru

bull pevnost a stabilita katalyzaacutetoru (odolnost vůči erozi)

Řiacutediciacute parametry reaktoru

bull vstupniacute teplota kapalneacute a plynneacute faacuteze

bull pracovniacute tlak v reaktoru

bull rychlost naacutestřiku kapalneacuteho substraacutetu

bull koncentrace substraacutetu v rozpouštědle

bull průtok plynu (vodiacuteku)

bull množstviacute a miacutera uspořaacutedanosti katalyzaacutetoru

bull intenzita vyacuteměny tepla s okoliacutem

bull Tok kapaliny a plynu neuspořaacutedanyacutem ložem

Stěnovyacute tok

bull zvyšovaacuteniacute hustoty toku tekutiny v bliacutezkosti stěny zařiacutezeniacute

bull silně snižuje vyacutekon reaktoru =gt obtok lože katalyzaacutetoru

bull zaacutevislost na

poměru d(tablety)d(reaktoru)

počaacutetečniacute distribuci kapaliny

deacutelce lože

fyzikaacutelniacutech vlastnostech reakčniacute směsi

smaacutečivosti stěn katalyzaacutetoru

porozitě katalyzaacutetoru

Mrtveacute prostory

bull suchaacute nedokonale smočenaacute miacutesta

bull vznik při niacutezkeacute rychlosti toku a nedokonaleacutem rozděleniacute kapaliny

bull snižuje vyacutekon reaktoru a selektivitu procesu v přiacutepadě složitějšiacutech

reakciacute

Tok plynu a kapaliny ložem________________________________________

Siacutela tekouciacuteho filmu

bull možnost přiacutemeacuteho měřeniacute =gt znalost distribuce toku =gt určeniacute redistributorů toku

metodika měřeniacute = umožněniacute charakterizovat prvotniacute zdroje kapalneacute faacuteze

=gt centraacutelniacute rovnoměrnyacute stěnovyacute zdroj

při určiteacute deacutelce lože = neměnnost hustoty toku kapaliny

Zaacutevislost stěnoveacuteho toku na deacutelce lože reaktoru

Zdroje 1-centraacutelniacute 2-rovnoměrnyacute 3-stěnovyacute

---- neměnnost hustoty toku kapaliny

Uacutezkeacute reaktory =gt značneacute hodnoty stěnoveacuteho toku


Zaacutevislost stěnoveacuteho toku na

poměru d(trubky) a d(tablet)

bull při konstrukci reaktoru je třeba volit kompromis

bull zvětšeniacute d(reaktoru) = sniacuteženiacute stěnoveacuteho toku

= horšiacute odvod tepla z reaktoru

Orientovaně sypanaacute lože katalyzaacutetoru

bull zvyacutešeniacute hustoty lože katalyzaacutetoru

=gt vyššiacute vyacutekon

bull rovnoměrnějšiacute tok reakčniacute směsi ložem

=gt nižšiacute riziko tvorby horkyacutech zoacuten

bull vyššiacute tlakovaacute ztraacuteta lože katalyzaacutetoru

=gt zvyacutešeneacute provozniacute naacuteklady

Zaacutevislost chovaacuteniacute reaktoru na vnějšiacutech parametrech

bull Teplota naacutestřiku reakčniacute směsi

Zvyacutešeniacute teploty naacutestřiku =gt zvyacutešeniacute vyacutekonu reaktoru

rostouciacute tenze par kapalneacute faacuteze

snižovaacuteniacute parciaacutelniacuteho tlaku vodiacuteku (vodiacutek v izobarickeacutem zařiacutezeniacute)

ale

nebezpečiacute vypařeniacute reakčniacute směsi =gt hystereacutezniacute chovaacuteniacute systeacutemu

Vypařeniacute a kondenzace reakčniacute směsi

Hystereze reakčniacute rychlosti na teplotě

naacutestřiku při hydrogenaci cyklohexenu

v roztoku cyklohexanu na PdC (I)

vypařeniacute a (II) kondenzace (L) kapalnaacute a

(G) plynnaacute oblast

bull nedokonalyacute odvod reakčniacuteho tepla =gt tvorba teplotniacuteho gradientu

bull Koncentrace substraacutetu v naacutestřiku

S rostouciacute koncentraciacute naacutestřiku vzrůstaacute adiabatickyacute ohřev reakčniacute směsi

Roste vyacutekon reaktoru ale nebezpečiacute vypařeniacute reakčniacute směsi (hystereze)

=gt Při vypařeniacute změna řaacutedu změna kinetiky

bull hydrogenačniacute reakce = 0 řaacuted k substraacutetu =gt vyacutekon reaktoru nezaacutevisiacute na

koncentraci substraacutetu koncentraci substraacutetu

bull zaacutevislost konverze na WF (kinetickaacute souřadnice) je pro 0 řaacuted přiacutemkoveacuteho

charakteru

Vyacutekon reaktoru zaacutevisiacute na odporu přenosu hmoty

rovnoměrnějšiacute distribuce kapalneacute faacuteze

zvyacutešeniacute turbulence v kapalneacutem filmu steacutekajiacuteciacutem po katalyzaacutetoru = uarrFg

=gt odlišnaacute zaacutevislost pro různě dlouhaacute lože

Zaacutevislost konverze hydrogenace cyklohexenu na kinetickeacute souřadnici

WF pro různě dlouhaacute lože (1) 3 cm (2) 5 cm (3) 10 cm

Vliv nerovnoměrneacute distribuce kapaliny na počaacutetku lože

bull Tlak a průtok vodiacuteku

bull zvyacutešeniacute tlaku = zvyacutešeniacute rychlosti reakce vyacutekonu reaktoru naacuteroků na odvod tepla

= sniacuteženiacute rizika vypařeniacute směsi

= neodstraniacute se ale brzdiacuteciacute vliv difuacuteze (mnohdy zhoršenaacute selektivita)

Jak zvyacutešit vyacutekon reaktoru

= zvyacutešeniacute turbulence tekouciacute kapaliny zvětšenyacutem průtokem plynneacute faacuteze reaktorem

možnosti uspořaacutedaacuteniacute = protiproud a souproud

protiproud ndash uacutečinnějšiacute uspořaacutedaacuteniacute x omezeniacute v podobě zahlceneacuteho lože

souproud ndash zahlceniacute lože nebylo pozorovaacuteno lze doporučit pro praxi

nutneacute volit optimum pro průtok plynu reaktorem

(růst průtoku plynu = růst naacutekladů na cirkulaci plynneacute faacuteze)

Vliv průtoku vodiacuteku reaktorem na hodnotu konverze hydrogenace cyklohexenu

katalyzaacutetor 3 Pd na aktivniacutem uhliacute rozpouštědlo benzen

t = 25 degC P = 01 MPa L = 5 cm dt = 133 cm dp = 0155 cm

o - protiproud bull - souproud x - bod zahlceniacute lože

x

bull Průtok kapalneacute faacuteze

Vliv průtoku kapalneacute faacuteze na hodnotu rychlosti hydrogenace cyklohexenu

t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm

u menšiacutech zrn katalyzaacutetoru je vliv průtoku patrnyacute

x u zrn většiacutech je uacutečinnost na průtoku nezaacutevislaacute

bull zvětšeniacute tloušťky tekouciacuteho filmu kapaliny =gt zvětšeniacute difuacutezniacuteho odporu

bull zvyacutešeniacute turbulence kapaliny v celeacutem reaktoru =gt zvyacutešeniacute vyacutekonu reaktoru

zvyacutešeniacute průtoku kapalneacute faacuteze =

x

Průtok kapalneacute faacuteze______________________________________________________

Periodicky modulovanyacute naacutestřik kapaliny

Popis periodickeacuteho naacutestřiku se splitem 05 Fourierovou funkciacute

přiacutemyacute přiacutestup plynneacute složky ke katalyzaacutetoru

kratšiacute difuacutezniacute draacutehy plynu

menšiacute středniacute tloušťka tekouciacuteho filmu

zvyacutešeniacute turbulence (i ve stagnantniacutech zoacutenaacutech)

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)

Profil filmoveacuteho toku

a ndash konstantniacute průtok kapaliny

b ndash periodicky modulovanyacute průtok kapaliny se splitem 05


Zaacutevěr

chovaacuteniacute reaktoru je silně ovlivněno difuacutezniacutem přenosem reakčniacutech komponent

vyššiacute vyacutekon reaktoru =gt zvyacutešeniacute turbulence reakčniacute směsi menšiacute zrna kat

nutno volit optimum (ohled na tlakovou ztraacutetu lože)

teplota naacutestřiku a koncentrace substraacutetu =gt nebezpečiacute vypařeniacute směsi

=gt přehřaacutetiacute (až dezaktivace katalyzaacutetoru)

nepřiacuteznivyacute vliv stěnoveacuteho toku =gt sniacuteženiacute = redistributory toku

(znalost distribuce kapalneacute faacuteze v reaktoru = měřeniacute na modeloveacutem zařiacutezeniacute)

pozitivniacute vliv periodickeacute modulace naacutestřiku

bull Zkraacutepěneacute reaktory jsou nejvhodněji aplikovatelneacute na provoz heterogenně katalyzovanyacutech reakciacute

bull Nachaacutezejiacute uplatněniacute v průmyslovyacutech provozech organickeacute a palivaacuteřskeacute technologie pro rafinačniacute hydrogenace různyacutech meziproduktů

bull Hlavniacute vyacutehody ve srovnaacuteniacute s promiacutechaacutevanyacutemi reaktory tkviacute v jednoducheacute konstrukci reaktorů nižšiacute provozniacute naacuteklady snadnějšiacute možnost kontinualizace neniacute třeba separovat katalyzaacutetor z reakčniacute směsi zařiacutezeniacute je velmi spolehliveacute

bull Charakteristickeacute podmiacutenky při komerčniacutem užiacutevaacuteniacute představujiacute vysokeacute teploty a vysokyacute tlak

bull Nutnost použiacutet katalyzaacutetor s dostatečnou mechanickou pevnostiacute a poměrně většiacute zrnitosti =gt niacutezkyacute stupeň využitiacute vnitřniacuteho povrchu kat =gt užitiacute nosičovyacutech katalyzaacutetorů s povrchově nanesenou aktivniacute složkou

bull Chod reaktoru je zaacutevislyacute na mnoha faktorech uspořaacutedaacuteniacute konstrukci provozniacutech podmiacutenkaacutech na vlastnostech reakčniacute směsi i na vlastnostech probiacutehajiacuteciacute chemickeacute reakce

Charakteristika









katalyzaacutetoru

















110847

410002







_________________________________________________________




2gRNBO













Konstrukce reaktoru




















Stěnovyacute tok






deacutelce lože




Mrtveacute prostory




reakciacute





























ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr

















katalyzaacutetoru

















110847

410002







_________________________________________________________




2gRNBO













Konstrukce reaktoru




















Stěnovyacute tok






deacutelce lože




Mrtveacute prostory




reakciacute





























ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr





















110847

410002







_________________________________________________________




2gRNBO













Konstrukce reaktoru




















Stěnovyacute tok






deacutelce lože




Mrtveacute prostory




reakciacute





























ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr















_________________________________________________________




2gRNBO













Konstrukce reaktoru




















Stěnovyacute tok






deacutelce lože




Mrtveacute prostory




reakciacute





























ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr




















Konstrukce reaktoru




















Stěnovyacute tok






deacutelce lože




Mrtveacute prostory




reakciacute





























ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr










Stěnovyacute tok






deacutelce lože




Mrtveacute prostory




reakciacute





























ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr





































ale
















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr

















charakteru























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr



























x



t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr











t = 25 degC P = 01 MPa VG = 73 10-2 1 min-1

dt = 133 cm

bull - dp = 0052 cm L = 10 cm 1048658

o - dp = 049 cm L = 1128 cm






x








z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr
















z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Per

iod

a

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

z

x

y

1

cataly

st 0

Kapalina

Split=05 s ON

Katalyzaacutetor

1

(a) (b) (a)





Zaacutevěr









Zaacutevěr









třífázové trubkové reaktory se zkrápěným ložem katalyzátoru

Documents