DOŚWIADCZALNA WERYFIKACJA MODELU W SKALI WIELKOLABORATORYJNEJ

W poprzednim rozdziale przedstawiono model przepływu tłokowego (PLUG) reaktora strukturalnego opisany równaniami (76), (80), którego rozwiązanie

przedstawiono zaleŜnościami (84), (85). Uznano, Ŝe model ten, wraz z parametrami w nim występującymi, wymaga weryfikacji doświadczalnej. Będzie to zarazem praktyczna, eksperymentalna weryfikacja całej przedstawionej w poprzednich

rozdziałach metodyki obliczeń takich reaktorów strukturalnych łącznie z wyprowadzonymi równaniami opisującymi transport masy i kinetykę reakcji katalitycznej. Jednocześnie eksperymenty przeprowadzone w skali

wielkolaboratoryjnej potwierdzają moŜliwości praktycznego stosowania struktur krótkokanałowych w procesach dopalania katalitycznego, w szczególności LZO.

7.1. Pomiary reaktorowe w skali wielkolaboratoryjnej

Reaktor o skali wielkolaboratoryjnej miał kwadratowy przekrój poprzeczny o wymiarach 21x21mm. Schemat instalacji doświadczalnej przedstawiono na rys.56.

Powietrze tłoczono dmuchawą membranową HIBLOW (oznaczenie D).

Maksymalny osiągalny przepływ gazu przez reaktor wynosił 10 Nm³ h^-1, co odpowiadało wartości g0=7,5 kg m^-2s^-1 obliczanej na przekrój reaktora. Niewielki strumień powietrza przepływał poprzez termostatowany saturator (S), w którym nasycał się parami dopalanego węglowodoru. Stopień nasycenia powietrza parami węglowodoru regulowano temperaturą termostatu oraz natęŜeniem przepływu powietrza przez saturator. Strumienie powietrza łączyły się w punkcie A. Zwykle stosowano stęŜenia węglowodorów na wlocie do reaktora w granicach 0,1 - 0,5%mol., nieco większe od typowych stęŜeń LZO, dla uzyskania lepszej dokładności analizy chromatograficznej. Stosowano detektor płomieniowo-jonizacyjny (FID) dla określenia stęŜenia węglowodoru oraz detektor przewodnictwa cieplnego (TCD) dla pomiaru stęŜeń CO2. Jako węglowodór stosowano n-heksan.

Główny strumień powietrza przepływał przez rotametr do układu trzech szeregowych grzałek elektrycznych. Były one wykonane z rurek ceramicznych o średnicy wewnętrznej 19mm i długości ok. 1m. Na rurkach nawinięto drut oporowy 0,8mm. Grzałki w kolejności od wlotu powietrza oznaczono G1, G2, G3 (rys. 56). We wnętrzu grzałek umieszczono mieszalniki gazu (zawirowywacze). Stosowano grzałki o mocach: G1 – 900W, G2 i G3 – 1100W. Grzałkę G1 zasilano bezpośrednio z sieci 230V (stała moc), G2 i G3 – poprzez autotransformator (zmienna moc). Temperatura powietrza na wlocie do reaktora osiągała 600^oC.

G1 K

KP

A

TC TC R

D

G3 G2

S KP

CP

CW

Rys. 56. Schemat instalacji doświadczalnej w skali wielkolaboratoryjnej. R – reaktor, K – katalizator (siatki), D – dmuchawa, S - saturator (termostatowany), G1-G3 - grzałki elektryczne, A –dopływ par węglowodorów, KP - króćce poboru próbek do analizy, TC - termopary, CP - chłodnica powietrzna

(Ŝebrowana), CW - chłodnica wodna

Fig. 56. Large-laboratory scale experimental set-up: R – reactor, K – catalyst (gauze), D – blower, S – thermostated saturator, G1-G3 – electric gas heaters, A –introduction of hydrocarbon vapours, KP – stub

pipes (gas collection to analysis), TC – thermocouples, CP – air cooler, CW – water cooler

Mieszanina reakcyjna dopływała do reaktora (R) wypełnionego siatką z naniesionym katalizatorem (K). Zastosowano siatkę dzianą nr 4 (tabela 5)

z katalizatorem CoOx naniesionym metodą PE CVD (polimeryzacji plazmowej).

Siatkę w postaci paska o szerokości 22mm i długości 1000mm ułoŜono w reaktorze w postaci harmonijki. Odpowiada to długości reaktora (ściśle wypełnionego) równej 42mm. Masa siatki wynosiła 4,62g, a jej powierzchnia zewnętrzna (powierzchnia drutów) 0,0254m².

Na wlocie i wylocie z reaktora pobierano próbki gazu do analizy (KP) oraz mierzono temperaturę procesu (TC). RóŜnice temperatury przed i za reaktorem były rzędu kilku stopni (zawsze poniŜej 10K) przy mierzonych wartościach z zakresu 400-560^oC. Do obliczeń przyjmowano wartość średnią z wartości temperatur mierzonych

przed i za reaktorem. Konwersję obliczano na podstawie ubytku n-heksanu w strumieniu powietrza i kontrolowano przez pomiar stęŜenia CO2. StęŜenia

n-heksanu i CO2 mierzono minimum po 5 razy na wlocie i wylocie (na przemian) i obliczano ich wartości średnie. Gazy poreakcyjne chłodzono kolejno w chłodnicy powietrznej (Ŝebrowanej) i chłodnicy wodnej, po czym wyprowadzano je poza budynek. Całość aparatury dokładnie zaizolowano cieplnie.

Wykonano łącznie 36 eksperymentów. Stosowano prędkości przepływu w0 = 2,7-6,9 ms^-1 (w warunkach średnich procesu), co odpowiada prędkościom

masowym g0=1,36 - 3,36 kg m^-2s^-1 i liczbom Reynoldsa Re=110-300. Temperatury procesu zmieniano w granicach 400-560^oC.

7.2. Wyniki doświadczeń i ocena weryfikacji modelu

Parametry modelu przepływu tłokowego, którego rozwiązanie opisane jest równaniem (85), to stała szybkości reakcji kr, współczynnik wnikania masy kC, długość reaktora L, powierzchnia właściwa wypełnienia a oraz prędkość gazu (mieszaniny reakcyjnej) w0.

Stała szybkości reakcji kr jest wyraŜona równaniem kinetycznym (75) ze stałymi dla katalizatora CoOx (PE CVD) z tabeli 14. Współczynniki transportu masy kC wyraŜono przy pomocy zaleŜności (69) z wprowadzonymi parametrami geometrycznymi siatki nr 4 i właściwościami fizyko-chemicznymi dla układu n-heksan - powietrze. Parametry geometryczne siatki nr 4 przedstawione są w tabeli 5.

Długość reaktora L wynosiła 42 mm. Prędkość gazu w0 obliczano na podstawie zmierzongo wykalibrowanym rotametrem objętościowego przepływu gazu przez reaktor, przeliczonego na warunki średniej temperatury w reaktorze.

Na rys. 57 przedstawiono porównanie rezultatów eksperymentów z wynikami obliczeń modelowych. Porównano wartości stosunku stęŜeń n-heksanu wylotowego do wlotowego ΓL = (CA

L/CA 0).

Wykres na rys. 57 świadczy o zadowalającej dokładności przewidywań modelowych. Błąd średni pomiędzy wynikami doświadczeń a rezultatami obliczeń przy pomocy zaleŜności (85) wynosi 3,7%, natomiast błąd maksymalny 13,5%.

NaleŜy jednak podkreślić, Ŝe w znacznej części doświadczeń uzyskiwano bardzo małe wartości konwersji końcowych, w wielu wypadkach rzędu X=0,05-0,1. Fakt ten mógł

wpływać na dość wysoką zgodność pomiędzy modelem i doświadczeniem. Nie udało się uzyskać konwersji powyŜej wartości X=0,5.

Z kolei grupa punktów, która odpowiada temperaturom procesu powyŜej 480^oC, wykazuje doświadczalnie zmierzone stęŜenie na wylocie z reaktora nieco mniejsze, niŜ obliczone z modelu na podstawie równania (85). Jest to być moŜe wynik homogenicznej reakcji biegnącej juŜ w tych warunkach w reaktorze.

Reasumując, uznać moŜna, Ŝe eksperymenty w pełni potwierdziły, w badanym zakresie zmiennych, stosowalność wyprowadzonych w pracy modeli. Dokładność wyprowadzonych modeli moŜna szacować z pewną ostroŜnością na 15%.

0,00 0,20 0,40 0,60 0,80 1,00

0,00 0,20 0,40 0,60 0,80 1,00

ΓΓΓΓ

L - eksperyment

`

+10%

-10%

Rys. 57. Porównanie wartości stosunku stęŜeń na wylocie z reaktora ΓL = (CAL

/CA0

), obliczonych z modelu PLUG równaniem (85), z wynikami doświadczeń

Fig. 57. Comparison of the final concentration ratio ΓL = (CAL

/CA0

), calculated using the PLUG model (85), with the experimental results

8. KRYTERIA OCENY EFEKTYWNOŚCI PRACY