Главная -> Словарь

Равновесной активности

Рассмотрим выражение для величины равновесной адсорбции 6 для одного газа. При низком давлении величина ЬРА -С 1 и 6 = ЬРА, т. е. количество адсорбированного вещества А пропорционально его давлению в газовой фазе. При РА • 1/fr ЬРА »•! и 6 = 1, т. е. вся поверхность покрыта адсорбированными молекулами. При средних давлениях уравнение Ленгмюра может быть аппроксимировано уравнением Фрейндлиха:

где а — величина адсорбции в момент времени т; «оо — величина равновесной адсорбции; К — константа скорости адсорбции, зависящая от температуры

где а — величина адсорбции в момент времени т; Ясо — величина равновесной адсорбции;

Объем микро- и- переходных пор, их распределение по размерам и удельную поверхность можно рассчитать по изотермам адсорбции-десорбции различных веществ. Для расчета распределения пор по размерам используется теория капиллярной конденсации адсорбата в тонких порах адсорбента. Удельная поверхность рассчитывается из представлений мономолекулярной адсорбции по методу БЭТ. Следует отметить, что в ряде случаев для углеродных материалов расчет по адсорбции при низких температурах, например температуре жидкого азота, дает значения удель-ной поверхности порядка 0,5—2-103 м2/кг, В то же время определение удельной поверхности по адсорбции СО2, воды и других веществ при более высоких температурах дает значение порядка 100 • 103 м2/кг . Предполагается, что низкие температуры приводят к сжатию материала и увеличению недоступности пор; кроме того, при этих температурах для достижения равновесной адсорбции требуется очень много времени. При низких температурах измеряется неравновесная адсорбция, и это приводит к заниженным значениям удельной поверхности .

Рис. 1. Общий вид кривых равновесной адсорбции.

Расчетное определение изменения концентраций в газовом потоке и слое твердого адсорбента, в котором протекает процесс адсорбции в динамической системе, представляет исключительно большие математические трудности, которые для общего случая до сего времени полностью не преодолены . Хоуген и Маршалл 119))) разработали метод решения такой задачи для частного случая изотермической адсорбции из разбавленного раствора при линейной зависимости между равновесным количеством адсорбированного компонента и концентрацией адсорбата в растворе. Хотя в общем случае эта зависимость отклоняется от линейной, при многих важных для промышленности адсорбционных процессах кривая равновесной адсорбции в представляющем практический интерес интервале может с достаточной точностью изображаться прямой линией.

Адсорбция углеводородов из потоков природного газа в динамических системах резко отличается от условий равновесной адсорбции, представленных на рис. 10 и 11. С повышением требуемой полноты извлечения адсорбируемых компонентов допускаемая степень насыщения слоя уменьшается.

Результаты опытов показывают , что при постоянной температуре, например, 400 + 2°С*и изменении парциального давления в потоке изменяется величина равновесной адсорбции. Приведенные на рис. I кинетические кривые сорбции н-додекана цеолитом получены непосредственно с дериватограмм и отражают стадии процесса: I) адсорбцию; П) насыщение цеолита н-парафином; Ш) десорбцию его из цеолита. Как видно из рис.1, увеличение парциального давления н-додекана в потоке с ~ 600 до 4200 Па вызывает значительное ускорение процесса адсорбции, что приводит к сокращению времени установления равновесия в системе более чем в 4 раза. Установлено, что средняя скорость адсорбции н-додекана цеолитом, определяемая как отношение качества адсорбированного вещества ко времени, в описанных условиях линейно зависит от парциального давления:

При 400°С и р = 4200 Па было проведено иссладование влияния молекулярной массы сорбтива на величину адсорбции. Кинетические кривые сопоставительной сорбции н-нонана, н-додекана, н-пентадекана и н-октадекана приведены на рис.2. Как видно из рис.2, с увеличением молекулярной массы адсорбируемого углеводорода наблюдается прирост величины равновесной адсорбции, причем средний прирост на одну группу - СН2 от нона-на до н-додекана составляет 1,43 ; от и-додекана до н-пентадекана прирост уменьшатся почти вдвое и составляет 0,8 ; а в следующем промежутке от н-пентадекана до н-октадекана прирост составляет всего 0,37 r/IOOrWy? на одну группу СНо.

Интересно отметить, что время полной десорбции н-додекана из цеолита по существу не зависит от количества адсорбированного цеолитом углеводорода. Для данного случая в диапазоне величин равновесной адсорбции 3,0-5,5 г/ЮОг М^Л время полной десорбции составляет практически постоянную величину 60-62 мин.

Причем только в начальный период скорость десорбции н-додекана сильно зависит от величины равновесной адсорбции. К тому моменту, когда скорости десорбции сравнялись, в цеолите независимо от первоначальной величины адсорбции осталось 1,35 т/IOOi-Mgf н-додекана. Количество десорбированного при этом н-парафина составляло в первом случае 1,6 ; во втором - 2,4 ; тогда как в третьем - 4,0 r/IOOrMjf! .

3) гидрообессеривание в реакторе с трехфазным псевдоожи — женным слоем катализатора. Псевдоожиженный слой позволяет обес — i , в которой содержание мазута составляло 13.5%, а количество активирующей добавки варьировалось от 0.3 до 0.9%, покас-олн. что введение мазута не сказалось отрицательно на выход; и качестве продуктов. Применение активирующей добавки в смеси снизило количество кокса с 7.3 до 5.6%, увеличило выход бензина с 44.2 до 45.1% и дизельной фракции с 16.4 до 23.5%. Однако введение добавки не решает проблемы дезактивации катализатора металлами, и переработка такой смеси требует увеличения расхода катализатора в 2-4 раза для поддержания равновесной активности.

личие зоны предварительного ускорения 2 в сочетании с высокоэффективной системой ввода тяжелого сырья 3 благодаря быстрому диспергированию сырья в разбавленной фазе катализатора способствует увеличению выхода бензина и. других ценных продуктов на первой стадии крекинга. Легкий углеводородный газ, подаваемый в узел смешения, предназначен для некоторого снижения активности регенерированного катализатора, приближения его к равновесной активности, а также для пассивации отложений тяжелых металлов на катализаторе. Непосредственно к лифт-реактору примыкают циклоны 4. Эффективное отделение катализатора от продуктов крекинга в циклонах позволяет отказаться от рециркуляции шлама в лифт-реактор.

При переработке остаточного сырья с высоким содержанием тяжелых металлов для поддержания необходимого уровня равновесной активности катализатора требуется резко увеличить расход свежего катализатора по сравнению с обычным дистиллятным сырьем . Хотя при современном уровне цен на сырье стоимость катализатора не играет столь большой роли в экономике процесса, как раньше, чрезмерно высокий расход свежего катализатора обычно приводит к тому, что работа установок ККФ становится нерентабельной. Полагают, что благоприятное остаточное сырье — мазуты с содержанием ванадия до 5 мг/кг и коксуемостью по Конрадсону ниже 5% —можно перерабатывать на обычных установках ККФ. При этом расход свежего катализатора увеличивается в допустимых пределах.

целью уменьшения закоксовывания катализаторов, к введению процессов с периодической бункерной заменой или непрерывной регенерацией катализаторов и процессов периодической или непрерывной регенерации катализатора в кипящем слое с целью повышения равновесной активности. При прочих равных условиях с повышением температуры роль физической слагаемой уменьшается, однако содер-