|
|
Процессы и аппараты нефтегазо- переработки. процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии куиии д., Левеншпиль о
Рис. XXI-11. Узел смешения по рошкообразного катализатора с транспортирующим газом:
I — газ; II — ввод сыпучего материала; III—вывод сыпучего материала в пневмоподъемник.
Api = [(l—е)Рч + ep]gH (XXI,50)
Рис. XXI-101 Схема двухпоточного дозера:
I — первичный газ; II — вторичный газ; III — ввод транспортируемого материала; IV — вывод транспортируемого материала; 1 —ствол пневмоподъемника; 2 —корпус дозера; 3 — диффузор.
При транспортировании твердого материала потоком газа обычно вторым слагаемым в уравнении (XXI,50) можно пренебречь.
2) потерь напора вследствие трения транспортирующего агента о стенки трубопровода
Ap2=X2(H1/D)(pw1/2) (XX1,51)
где Н1 — приведенная длина пневмоствола с учетом местных сопротивлений; D — диаметр пневмоствола; т — скорость газа.
Коэффициент сопротивления X., определяют из уравнений ги дравлики (см. главу II).
потерь напора на трение транспортируемых частиц о стенки трубопровода
A/>a=M*VO)K/2)p,(l е) (XX 1,52)
Коэффициент трения транспортируемых твердых частиц Х3 «и 0,05. Скорость транспортируемых твердых частиц w4 опреде ляется с учетом коэффициента скольжения Кс
w4 = w/Ka (XX 1,53)
потерь напора на разгон транспортируемого материала от нулевой скорости до скорости w4
Лр4 = (шч/2) Р, (XXI,54)
Общее сопротивление при пневмотранспорте равно
Др = Дрх + Др2 + Др3 -f- Др4 (XX 1,55)
В большинстве случаев составляющая общего сопротивления Ар, является основной величиной. С увеличением концентрации твердого материала в пневмостволе а = 1 — е возрастает сопро тивление трубопровода и требуется большее давление в нижней части пневмоствола.
Вместе с тем уменьшается расход транспортирующего агента, его скорость, снижается износ пневмоствола и т. п. Эти обстоя тельства должны приниматься во внимание (наряду с технологи ческими требованиями процесса) при расчете систем пневмо транспорта.
РАЗДЕЛ 6
ХИМИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ
Глава XXII
Основы теории химических процессов
При осуществлении химических процессов в нефтепереработке, таких, как пиролиз, каталитический крекинг, каталитический риформинг, алкилирование и другие, необходимо располагать данными о протекании химического процесса во времени, чтобы иметь возможность рассчитать требуемые параметры процесса и размеры аппаратуры для его проведения. Эти вопросы рассматри вает так называемая макрокинетика (изучение химических реак ций в больших объемах). Проведение реакции в аппарате значи тельного объема требует учета ряда факторов, которые обычно химическую кинетику не интересуют.
В этой связи при макрокинетических исследованиях изучают взаимосвязь основных параметров процесса, включая размеры (объем) реактора, зачастую не интересуясь подробным оаскрытием механизмов отдельных реакций.
1. ОСНОВНЫЕ понятия
Классификация химических реакций. Различают гомогенные (однофазные) и гетерогенные (многофазные) реакции. Примером гомогенных реакций являются пиролиз газообразных углеводо родов, алкилирование. Реакции, проводимые на твердых катали заторах, являются гетерогенными.
По механизму реакции делят на простые и сложные. Простые реакции протекают в одном направлении, включая один химиче ский акт (стадию). Сложные реакции включают несколько стадий и подразделяются на следующие виды: а) обратимые; б) параллель ные; в) последовательные; г) комбинированные. Большинство ре акций процессов в нефтепереработке являются комбинированными.
По тепловому эффекту различают реакции эндотермические, идущие с поглощением тепла, и экзотермические, протекающие с выделением тепла. Так, реакции крекинга, пиролиза, каталити ческого риформинга являются эндотермическими, а гидрогени зации, алкилирования, полимеризации и др. — экзотермическими. Это требует и соответствующего конструктивного оформления аппарата, чтобы обеспечить подвод тепла в случае эндотермической реакции и отвод тепла в случае экзотермической реакции.
Промышленные реакторы могут быть периодического и непре рывного действия. Реакторы непрерывного действия подразделяют на аппараты: идеального вытеснения, идеального смещения и про межуточного типа.
В реакторах идеального вытеснения все элементы потока дви жутся с одинаковой скоростью. К аппаратам этого типа близки трубчатые реакторы, колонные реакторы с насадкой.
В реакторах идеального смешения создается интенсивная внутренняя циркуляция потоков, приводящая к выравниванию концентраций в реакционном объеме. Время пребывания частиц в реакторе неодинаково и не совпадает со средним временем пребы вания реакционной смеси. К аппаратам этого типа можно отнести реакторы с псевдоожиженным слоем катализатора, реакторы с ме шалками и т. п. Большинство промышленных реакторов относится к аппаратам промежуточного типа со сложной структурой потоков контактирующих фаз.
Для расчетов промышленных реакторов используют экспери ментальные данные, полученные на опытных установках.
Скорость химической реакции. Под скоростью химической реакции понимают изменение числа молей компонента в единицу времени в единице объема
г = —(\/V)(dN/d%) (XXII,1)
где V — объем реагирующих компонентов; N — число молей расходуемого ком понента; т — время контакта.
Если V = const, то N = cV, где с — концентрация данного (расходуемого) компонента к моменту времени т.
В этом случае
г = — [d (N/V)!d%\ = — (dc/dx) (XXII,2)
Скорость реакции можно отнести также к объему реактора
г = -(1/Кд) (dN/dx) (XXII,3)
а для двухфазных систем — к поверхности контакта фаз F
г = — (l/F)(dN!dx) (XXII,4)
Исходя из представлений о кинетике реакции, можно записать следующее кинетическое уравнение:
— dC/dx=KCaACbB (XXII,5)
где К — константа скорости реакции; а и b — порядки реакции по компонен там А и В.
Общий порядок реакции а равен сумме порядков для отдельных компонентов
z=--a + H- ... (XXII,6)
Степень превращения. Эта характеристика, обозначаемая х, равна отношению числа прореагировавших молей компонентов к первоначальному их числу
х = (Na—N)/N0 ■--= 1 —N/Na (XX11,7)
где Nо, N — число молей в исходном потоке и в продуктах реакции.
Для реакций, протекающих при постоянном объеме
х = (с0 — с)1с0 = 1 — с/с0 (XXII,8)
Для реакции первого порядка, например, степень превращения х связана со временем реагирования компонентов т уравнением
%К =--\пС0/(Св— х) (XX 11,9)
Выход продукта — отношение массы продукта, полученного в результате химического процесса, к массе исходных материалов, поступивших на переработку. Если протекающий химический процесс описывается стехиометрическим уравнением, то выход продукта находят как отношение массы полученного продукта к теоретически возможному.
Время пребывания (реагирования) компонентов. Этот пока затель непосредственно связан со степенью превращения и выхо дом продукта и определяет необходимые размеры реактора. Обычно данные о продолжительности реакции получают на опытных или опытно-промышленных установках. При заданной производитель ности реагирующих веществ V объем реакционного пространства V R определяется из выражения
VR = Vni& (XXII, 10)
где е — доля свободного объема реакционного пространства.
Поскольку нахождение объема реагирующих веществ встре чает зачастую трудности при расчете V R, пользуются также опре деляемой экспериментально величиной производительности еди ницы реакционного объема. Для жидкого сырья объемную ско рость v определяют как объем холодного сырья Кс, подаваемого в единицу времени на единицу объема реакционной зоны
v=VJVR (XXII,11)
Для газообразного сырья Vc берут при нормальных условиях. Величина, обратная объемной скорости, пропорциональна дли тельности реакции и называется фиктивным временем реакции.
Массовая скорость vg определяется как отношение массовой производительности по сырью к массе катализатора, находящегося в реакционном объеме.
2. ВЛИЯНИЕ ТЕМПЕРАТУРЫ НА СКОРОСТЬ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКЦИЙ
Зависимость константы скорости химической реакции от темпе ратуры достаточно точно описывается уравнением Аррениуса
К=КйеЕ11<т (XXI 1,12)
где Ка — постоянная (предэкспоненциальный множитель); Е — энергия акти вации; R—универсальная газовая постоянная; Т—температура.
Энергия активации характеризует избыточную энергию реаги рующих молекул над средней величиной энергии всех молекул системы при данной температуре. Чем больше энергия активации, тем меньше скорость химической реакции.
Применение положительных катализаторов приводит к умень шению энергии активации и повышению скорости химической реакции или к возможности проведения процесса при более низ кой температуре. Если при температуре Tj константа скорости реакции равна К\, а при Т2 равна К2, то из уравнения (XXII, 12) получим
ln(Xi/X2) =(/?/£) (1/Г2-1/7\) (ХХП.13)
Для обратимых реакций степень превращения связана с тем пературой по-разному, в зависимости от теплового эффекта реак ции (рис. XXII-1).
Рис. XXII-I. Зависимость степени превращения от температуры для обратимой экзо термической (а) и эндотермической (б) реакции при разном времени ее протекания т (т, > Jtp — равновесный выход). ^
В случае экзотермической реакции повышение температуры сперва приводит к увеличению степени превращения, а затем к ее уменьшению. Поэтому при данном времени реакции т степень превращения для экзотермической реакции достигает максимума (рис. XXII-1, а). Для эндотермической реакции степень превра щения возрастает с повышением температуры. Поэтому для про ведения таких реакций следует принимать максимальную темпера туру, определяемую технологическими и иными ограничениями (стойкостью продуктов реакции и исходных веществ, экономиче скими соображениями и т. п.).
Большинство химических реакций протекает с выделением или поглощением тепла. Тепловой эффект химической реакции может быть найден экспериментально или вычислен по закону Гесса как разность сумм теплот образования продуктов реакции и исходных веществ из элементов, а также как разность сумм теп- лот сгорания исходных веществ и продуктов реакции.
Рис. XXII-2. Зависи- \,п мость теплового эф фекта сложной хими ческой реакции от степени превращения сырья.
Рис. XXII-3. Зави симость константы скорости реакции от температуры при оп ределении лимитиру ющей стадии про цесса. //7"
Тепловой эффект химической реакции Qp и константа равнове сия химической реакции Лф связаны уравнением
d In Kp/dT = -QP/(RT2) (XXII,14)
Это уравнение может быть проинтегрировано, если известна зависимость константы равновесия Кр от температуры Т.
Изменение давления обычно мало влияет на тепловой эффект химической реакции и в технических расчетах может не учиты ваться. При высоких давлениях изменение давления нужно учи- * тывать.
В ряде случаев величина теплового эффекта реакции опреде ляется протеканием нескольких реакций, имеющих тепловые эффекты разных знаков. В этом случае тепловой эффект химической реакции зависит от степени превращения сырья (рис. XXII-2). Тепловые эффекты некоторых процессов нефтепереработки приве дены ниже (в кДж/кг):
Термический крекинг газойлей 300—100
Пиролиз керосиновых фракций 1700—2000
Каталитический крекинг 200—550
V2gJr- 65
/г 75
626.•‘-ЬНД* 184
222
Г,, 227
-(АЛ 247
S 340
V 354
РЕЖИМЫ ГЕТЕРОГЕННЫХ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКЦИЙ
Химические реакции, проводимые в присутствии твердых пористых катализаторов (каталитический крекинг, дегидрирова ние, гидроочистка и др.), характеризуются следующими основ ными стадиями, определяемыми такими процессами, как химиче ское превращение и диффузия компонентов к поверхности и в порах
катализатора. В этом случае реагирующие молекулы в результате внешней диффузии приближаются к поверхности гранул катали затора и затем диффундируют через поры к активным центрам ка тализатора (внутренняя диффузия). Затем совершается собственно акт химической реакции, после этого продукты реакции должны продиффундпровать за пределы гранул. Скорость всего процесса определяется наиболее медленной стадией. Если диффузия компо нентов идет с большой скоростью, а определяет скорость процесса его химическая стадия, то говорят, что реакция протекает в кине тической области. Если определяющей стадией является скорость перемещения реагирующих веществ, то говорят, что реакция идет в диффузионной области. В переходной области скорости обоих процессов соизмеримы.
Лимитирующую стадию процесса можно выявить, имея зави симость константы скорости реакции от температуры (рис. ХХП-3). Для реакции, протекающей в диффузионной области (участок А Б), температура незначительно влияет на скорость процесса, так как скорость диффузии незначительно изменяется с температурой. Поэтому повышения скорости реакции в этой области можно до стигнуть, используя гидродинамические факторы (увеличение скорости потока, интенсивное перемешивание и т. п.) или умень шая размеры гранул катализатора.
При проведении реакции в кинетической области (участок ВГ) повышение температуры приводит к значительному ускорению хи мической реакции. В этом случае другие факторы оказывают незна чительное влияние на общую скорость процесса.
Участок БВ характеризует переходную область, в которой скорости химической и диффузионной стадий процесса соизме римы.
В соответствии с уравнением Аррениуса, тангенс угла на клона прямой к оси абсцисс характеризует энергию активации. Для диффузионной области тангенс угла наклона, т. е. и энергия активации, мал, тогда как в кинетической области энергия акти вации составляет значительную величину.
Реакторные устройства 1. КОНСТРУКТИВНОЕ ОФОРМЛЕНИЕ РЕАКЦИОННЫХ АППАРАТОВ
Общие сведения. Конструкция реакционного аппарата опре деляется типом проводимого химического процесса и применяе мым катализатором. Вместе с тем однотипные по конструкции аппараты могут применяться для различных процессов (например, реакторы с псевдоожиженным слоем катализатора).
Существенное влияние на конструкцию аппарата оказывают условия проведения процесса (в газовой или жидкой фазах), тепловой эффект реакции, способы поддержания заданного рабо чего режима в зоне реакции и т. д.
Обычно реакционный аппарат представляет собой цилиндри ческий сосуд одинакового или разного диаметра, закрытый по концам днищами (крышками). Внутри корпуса размещены опор ные решетки для катализатора, распределительные, направляю щие и сборные устройства, теплообменные устройства, сепараторы, перемешивающие устройства и т. п.
Обычно стараются реакционные аппараты проектировать по их основному функциональному назначению, разделяя реакцион ную зону и зону регенерации катализатора, так как в этом случае непрерывность процесса можно обеспечить организацией цирку ляции катализатора между реактором и регенератором (например, каталитический крекинг).
В тех случаях, когда циркуляцию катализатора осуществить не удается, приходится в одном аппарате осуществлять и основную реакцию и регенерацию катализатора или его замену. Для обес печения непрерывности процесса необходимо иметь несколько ап паратов (например, при платформинге).
При необходимости интенсивного перемешивания контактиру ющих сред реактор снабжают перемешивающим устройством спе циальной конструкции (например, реактор алкилирования). Иногда реактор выполняют пустотелым в виде змеевика (трубча тая печь для пиролиза углеводородов) или цилиндрического пусто телого сосуда (для коксования).
Поверхность теплообмена может быть выполнена или в виде встроенных в реактор трубных поверхностей, или в виде рубашки
377
Глава XXIII
13 Молоканов Ю. К.
Рис. XXIII-I. Реактор катали тического крекинга с шариковым катализатором:
/ — ввод катализатора; II — вывод катализатора; III — ввод сырья; IV — вывод па ров; V — ввод водяного пара; I — верхнее распределительное устройство; 2 — корпус; 3 — реакционная зона; 4 — сепара- ционное устройство; 5 — зона отпарки; 6 — нижнее сборно- выравнивающее устройство .
Рис. XXIII-2, Схема узла сбор- но-выравниваюшего устройства с прямыми трубами:
I — карман; 2 — катализатор; 3 — воронка; 4 — лереточная труба.
ка наружной поверхности аппарата. В ряде случаев для подвода или отвода тепла используют смешение сырья с катализаторами или инертными теплоносителями, испарение в реакционной зоне компонентов сырья и т. д.
Рассмотрим некоторые типы реакционных аппаратов, приме няемых в процессах переработки углеводородного сырья.
Реактор установки каталитического крекинга с движущимся шариковым катализатором. В реакторе происходит крекинг газойлей при 450—500 °С и давлении 0,1 МПа в присутствии гранулированного алюмосиликатного катализатора.
Внутренний диаметр корпуса реактора составляет 3,9 м, вы сота около 16 м (рис. XXIII-1) Внутри корпуса 2 размещены верхнее распределительное устройство 1, реакционная зона 3, сепарационное устройство 4, зона отпарки 5 и нижнее сборно- выравнивающее устройство 6.
Верхнее распределительное устройство предназначено для равномерного распределения катализатора по сечению аппарата. Оно представляет собой цилиндрическую обечайку с коническим днищем, по окружности которого закреплены распределительные трубы. Объем реакционной зоны можно изменять, увеличивая или уменьшая длину распределительных труб. В плоскости нижних концов распределительных труб устанавливается верхний уро вень слоя катализатора. Сырье поступает в пространство над слоем катализатора.
В нижней части реакционной зоны находится сепарационное устройство, служащее для отделения паров продуктов реакции от ■катализатора. Это устройство представляет собой тарелку с пере- точными для катализатора и сборными для паров трубами. Тарелка сепарацнонного устройства свободно лежит на опорном кольце, что дает возможность свободного расширения при нагревании. По периферии тарелка имеет уплотнение из асбестового шнура, исключающее попадание катализатора в пространство под тарел кой, минуя переточные трубы.
Из труб сепарацнонного устройства катализатор выходит в зону отпарки, куда подается также водяной пар, который способствует удалению легколетучих углеводородов, адсорбированных ката лизатором. Часть водяного пара уходит вместе с катализато ром через нижнее сборно-выравнивающее устройство, образуя гидрозатвор. Для сбора катализатора и вывода его из реактора равномерно по всему сечению в нижней части реактора имеется сборно-выравнивающее устройство, которое состоит из трех яру сов воронок. Верхний ярус имеет 60 воронок, которые собирают катализатор в 16 воронок среднего яруса. Затем катализатор перетекает в 4 воронки нижнего яруса, соединенные с выводным штуцером.
Выравнивающее устройство выполняют из гнутых (рис. XXI11-1) или прямых (рис. ХХШ-2) труб. В последнем слу чае уменьшается износ труб, так как при изменении направления
движения потока катализатора он скользит по слою катализатора, находящемуся в карманах переточных труб. Однако в случае при менения гнутых труб исключаются заторы и уменьшается износ катализатора. Угол наклона труб в верхнем и нижнем распреде лительном устройстве ф' должен быть больше угла естественного откоса. •
Температуру в реакторе можно поддерживать на заданном уровне, изменяя следующие три величины: температуру регенери рованного катализатора, температуру сырья и кратность (скорость) циркуляции катализатора.
Регенератор установки каталитического крекинга с движу щимся гранулированным катализатором. Регенератор
(рис. XXIП-З) предназначен для выжига кокса из катализатора для восстановления его активности. Он представляет собой верти кальный аппарат квадратного сечения 3,5 X3,5 м высотой 24,4 м. По высоте аппарата имеется несколько зон (до 9), каждая из кото рых включает устройство для ввода воздуха и вывода газов; кроме того, имеются охлаждающие змеевики. В верхней части регенера тора расположено трубчатое распределительное устройство, а в нижней части — сборно-выравнивающее устройство, аналогич ное по конструкции сборно-выравнивающему устройству реактора.
Температура внутри корпуса аппарата может достигать 700 °С. Поэтому для защиты корпуса аппарата изнутри его снабжают футеровкой из огнеупорного кирпича толщиной 250 мм и изоля цией из листового асбеста. Это обеспечивает сравнительно невы сокую температуру стенки корпуса около 100 °С. Кладка по вы соте аппарата выполнена ярусами. Каждый ярус кирпичной кладки опирается на полки, приваренные к корпусу.
Устройства для ввода воздуха и вывода газов выполнены раз борными и состоят из центрального коллектора и отходящих от него коробов. Короба для ввода воздуха имеют треугольные про рези по нижним кромкам для обеспечения более равномерного распределения воздуха. Охлаждающие змеевики размещены под устройствами для ввода воздуха. Через охлаждающие змеевики циркулирует пароводяная смесь.
Температурный режим регенератора можно регулировать из менением подачи воды в змеевики водяного охлаждения и воздуха на сжигание кокса.
На современных установках, работающих с высокой крат ностью циркуляции катализатора по отношению к сырью (до 6 : 1), применяют регенераторы, с меньшим числом зон (2^-3).
Совмещенный реактор-регенератор. На установках катали тического крекинга с однократным подъемом катализатора
Рис. XXIII-3. Регенератор каталитического крекинга с шариковым катализатором:
/ — воздушный коллектор; 2 — коллектор вывода отходящих газов; 3 — охлаждающий змеевик; 4 — воздухораспределительный короб; 5 — газосборный короб; 6 — колосни ковая решетка; 7 — сборное выравнивающее устройство; 8 — футеровка; $ »- корпус; 10 — верхнее распределительное устройство.
Рис. XXIII-4. Совмещенный реактор-регенератор катали тического крекинга:
/ — ввод сырья; II — ввод катализатора; III — вывод продуктов реакции; IV — ввод воздуха; V — вывод газов; VI — вывод катали затора; VII — ввод водя ного пара; 1 — реактор; 2 — реакционная зона; 3 — се- парационная зона; 4 — зона отпарки; 5 — регенератор; 6, 7, 8 — зоны выжига;
— охлаждающие змеевики;
— сборно-выравниваю- щее устройство.
реактор и регенератор выполняют в виде одного аппарата (рис. XXIII-4). Реакционная часть диаметром 4,5 м размещена вверху. Катализатор поступает в шлюзовую камеру, находящуюся в верхней части аппарата. Отсюда катализатор перетекает по тру бам на периферию и по кольцевому каналу в центре в реакционную зону. Для распределения парожидкостного сырья предусмотрен
центробежный завихритель.
Сепарационное устройство состоит из трех рядов гори зонтальных коробов, которые соединены вертикальными тру бами. В трубах под коробами имеются отверстия для прохода паров. Пары собираются в ниж нем ряду коробов и поступают в кольцевое пространство, от куда выводятся из аппарата.
Рис. XXIII-5. Схемы реакторов с псевдо ожиженным слоем катализатора:
I ввод сырья; II — вывод продуктов реакции;/// — вывод катализатора; IV — ввод водяного пара. I —циклон; 2 — от стойная зона; 3 — реакционная зона; 4 зона распределения сырья и ката лизатора; 5 — зона отпарки.
Пройдя между коробами сепарационного устройства, катали затор поступает в зону отпарки, в которую подается водяной пар. Водяной пар направляется вверх и вниз по переточным тру бам, обеспечивая гидрозатвор между реактором и регенератором и отпарку катализатора. Через систему переточных труб катали затор поступает в регенератор. Регенератор состоит из трех зон: верхней и нижней, в которых катализатор и воздух движутся противотоком, и средней, где осуществляется прямоточное движе ние. Воздух вводится в соответствующую зону и распределяется по поперечному сечению аппарата через систему патрубков, за крепленных в промежуточных днищах.
Сборно-выравнивающее устройство для катализатора состоит из системы переточных труб, по которым катализатор поступает в коаксиальные воронки, расположенные над выводным штуце ром. Трубы газосборных, воздухораспределительных и сборно- выравнивающего устройств имеют защитные сетки, которые пре дохраняют трубы от забивки спекшимися кусками катализатора. Для отвода тепла в нижней зоне регенератора установлены два трехрядных змеевика.
Корпус аппарата изнутри облицован слоем торкрет-бетона толщиной от 100 до 200 мм, который обеспечивает температуру стенки аппарата около 150 °С.
Рабочее давление в аппарате определяется с учетом сопротив ления слоя катализатора потоку паров сырья и газов. В реакторе давление равно 0,07 МПа, в регенераторе 0,05 МПа.
Реактор каталитического крекинга с псевдоожиженным слоем катализатора. В зависимости от схемы установки реактор может выполняться в виде отдельного аппарата или заодно с регенера тором. На рис. XXII1-5 приведены два варианта выполнения реак тора.
Реактор имеет цилиндрический корпус с верхним полушаро- вым и нижним коническим днищами. В зависимости от производи тельности диаметр аппарата может достигать 12 м при высоте ци линдрической части корпуса 10—16 м. Изнутри в ряде случаев корпус покрывают теплозащитной футеровкой. Реактор имеет сле дующие основные зоны: зону ввода и распределения сырья и ката лизатора, реакционную зону, отстойную зону, зону размещения циклонов и зону отпарки.
Смесь сырья и катализатора поступает в реактор под распре делительное устройство — решетку с отверстиями диаметром до 50 мм, равномерно распределенными по ее площади. Относи тельная площадь отверстий обычно равна 2—5% площади ре шетки.
Реакционная зона обычно не имеет каких-либо внутренних устройств. В отдельных случаях по высоте слоя устанавливают решетки с большим свободным сечением, которые уменьшают перемешивание катализатора по высоте слоя и обеспечивают более равномерное пребывание реагентов в зоне реакции. В отстойной зоне оседают частицы катализатора, вынесенные из слоя. Высота отстойной зоны обычно не менее 4,5 м.
В верхней части аппарата установлены одно- или двухступен чатые циклоны, в которых улавливаются мелкие частицы катали затора. Уловленные в циклонах частицы по стоякам, погруженным в кипящей слой, вновь возвращаются в нижнюю |
|
|
Скачать 2.36 Mb.