Кривая производительности катализаторов

Плохие условия теплообмена в фильтрующем слое катализатора не позволяют четко регулировать температуру и поддерживать оптимальный температурный режим. Поэтому, например, для экзотермических реакций обычно наблюдается повышение температуры по мере достижения более высоких степеней контактирования вместо постепенного снижения температуры, согласно кривой оптимальных температур (рис. 44 и 45). Отклонения от оптимального температурного режима ведут к снижению производительности катализатора, [c.190]

Оптимальный состав смеси может быть найден также графическим путем, как это рекомендует Г. К. Боресков [475]. Для этого строятся графики производительности катализатора в зависимости от исходного состава при разных степенях превращения, откуда и находится кривая оптимальных составов. [c.441]

Характер возрастания выхода продукта л и снижения производительности катализатора (скорости процесса) с увеличением времени контакта т иллюстрируется кривыми рис. 85, [c.250]

Полученные в результате расчетов зависимости качественно согласуются с экспериментальными данными на рис. VII. 1. Положение максимума на кривых зависит от удельной активности катализатора, размера гранул, параметров пористой структуры. Увеличение дисперсии плотности распределения пор по радиусам при прочих равных условиях приводит к снижению объемной производительности катализатора. Поэтому при создании катализатора необходимо стремиться к тому, чтобы плотность распределения пор по радиусам имела бы б-образную форму. Увеличение показателя степени п в уравнении (VII. 1) приводит к смещению максимума функций ш = ш(е) и т) = ri(e) в сторону меньших значений 8 (кривые 4, п = 1,7, = 2). Уменьшение давления Р также приводило к смещению максимума этих функций в сторону меньших е. Во всех случаях [c.169]

Из рис. 13 видно, что при изменении парциального давления окиси углерода от 20 до 40—50 ат производительность катализатора увеличивалась в любом из исследованных интервалов концентраций двуокиси углерода. При дальнейшем повышении парциального давления от 40—50 до 70 ат производительность катализатора проходит через максимум, положение которого с увеличением концентрации СОз смещается в сторону меньших парциальных давлений СО (кривая АВ). [c.53]

При повышении парциального давления окиси углерода до 8 ат (около 16 объемн. % СО) производительность катализатора увеличивается при дальнейшем повышении рсо производительность снижается я при рсо= 12 ат составляет около 80% от максимальной (рис. 18). Положение максимума на кривой 7=/(рсо) незначительно меняется в зависимости от концентрации двуокиси углерода, инертных компонентов, температуры, и объемной скорости газа. Однако наибольшее влияние, видимо, оказывает двуокись углерода, которая так же, как н на цинк-хромовом катализаторе, изменяет [c.64]

Графики зависимости процентного выхода от производительности катализатора имеют для разных катализаторов вид параболических кривых (рис. 30). При продолжении этих кривых они проходят через точку, соответствующую равновесию данной смеси при данной температуре (производительность катализатора в этой точке равна нулю). [c.73]

Таким образом, в реакторных устройствах, имеющих разные степени вспенивания, для достижения одной и той же глубины процесса нужно поддерживать различные концентрации порошкообразного катализатора в жидкости путем регулирования рециркуляции пульпы катализатора. Так, при возрастании степени вспенивания рециркуляцию пульпы нужно увеличить. Кроме того, из кривых, изображенных на рис. 34—36, следует, что при постоянной подаче циркулирующего газа степень вспенивания возрастает с увеличением пропускной способности установок. Поэтому условия транспортирования водорода в установках разной производительности получаются тоже разные, а в опытных и промышленных системах они просто несопоставимы. Следовательно, ведение процесса при постоянных соотношениях сжатого газа и жидкости теоретически не обосновано. Для получения сравнимых условий на экспериментальных и промыш- [c.162]

Кривые, описывающие зависимость производительности низкотемпературного катализатора от содержания в газе оксида углерода, имеют максимум, положение и величина которого меняются. Так, при содержании в газе СОг 5% (об.) и инертных компонентов 20% (об.) максимальный выход метанола достигается при содержании оксида углерода, равном 15—16% (об.). При концентрации диоксида углерода 12% (об.) выход метанола соответствует содержанию СО, равному 5% (об.) (рис. 3.11, [c.85]

При расчете геометрических параметров реактора на промышленную производительность чаще мы имеем информацию о лабораторных работах, позволяющих подобрать наиболее оптимальные параметры протекания реакции температуру, давление, катализатор, соотношение концентраций при определенной степени преврашения и времени протекания процесса. Лабораторные опыты в основном ведутся в периодическом режиме. Результатом этих работ является также и экспериментальная кривая распределения продуктов реакции в зависимости от времени, позволяющая сделать некоторые выводы об области, где протекает рассматриваемый процесс. Лишь после того, как будет выбрано уравнение скорости реакции, проинтегрировано и это уравнение будет хорошо аппроксимировать кривые распределения продуктов реакции, мы можем окончательно определить область протекания данной реакции. Выбранное уравнение скорости реакции и полученная на базе его интегрирования кривая распределения продуктов реакции используются затем при расчете реактора. Почти всегда область протекания реакции для рассматриваемого типа реакций не меняется при масштабном переходе. Влияние диффузионных процессов может стать более значительным при изменении гидродинамической обстановки с изменением масштабов аппарата. Но определяющей, как и прежде, остается сама химическая реакция, которая протекает медленнее диффузионных процессов. Таким образом,после того как мы определили область протекания химической реакции, рассчитали характеристический размер аппарата, его реакционный объем или длину в зависимости от гидродинамического режима, который необходимо создать в реакторе, можно перейти к составлению материального и теплового баланса. Поскольку процесс протекает в установившемся изотермическом режиме, уравнения материального и теплового баланса рассчитываются для аппаратов, для которых известны входные и выходные параметры и количество тепла, выделяющееся в нем- в единицу времени. Таким образом, имеющаяся информация для статических условий протекания процесса достаточна для того, чтобы с помощью физического метода моделирования на базе теории подобия рассчи- [c.89]

Кипящая Вода, имея более высокий коэффициент теплоотдачи, дает возможность увеличить температуру теплоносителя (рис.2) и, следовательно, среднюю температуру на катализаторе (рис.2, кривые I к и ), что увеличивает степень превращения этилена в окись этилена. Расчеты показывают, что применяя в качестве теплоносителя кипящую воду, производительность реактора на 12-1356 выше, чем при применении циркулирующей воды (рис.2, кривые 2 к и 2 Ж ). [c.56]

Отметим, что при высоких температурах (500—525°) относительное расположение кинетических кривых на рис. 2 несколько изменилось и наиболее производительным оказался образец, восстановленный при давлении 70 кг см . Причину такой зависимости следует, вероятно, искать в изменении активности по глубине зерна катализатора [6]. [c.106]

Чем быстрее кривая аЬ приближается к оси абсцисс, тем более коротким получается время наивыгоднейшего пробега Xi. Так как во время регенерации х производительность аппарата равна нулю, то желательно это время сделать минимальным. Этого можно достигнуть разработкой рациональной конструкции аппарата, обеспечивающей быструю чистку, промывку, смену катализатора и другие операции для приведения аппаратуры в начальное состояние. [c.16]

Нижняя кривая на рис. 11 показывает зависимость в от ал при = 4, Таким образом, рис. 11 сразу позволяет сравнить производительность на пористо.м и непористом катализаторах. Для пористого катализатора (нил 1яя кривая) максимум глубины превращения в В составляет только 33% (приблизительно при 75% превращения А) с вы.ходом В только 44%. [c.558]

На рис. 55 показано влияние содержания углерода в колчедане на оптимальную концентрацию двуокиси серы (кривая 1), объем (на единицу производительности) перерабатываемого газа (кривая 2) и производительность (при постоянном объеме катализатора и одинаковой конечной степени превращения) контактного аппарата (кривая 3). Эти зависимости могут быть использованы для определения наиболее выгодного содержания углистого колчедана в обжигаемой шихте. [c.269]

Приближение процесса в средних частях аппарата к равновесной кривой приводит к низкой степени использования катализатора, а следовательно, к необходимости загрузки повышенных количеств катализатора на единицу производительности. [c.303]

Кривые на рис. 87 не имеют какого-либо перегиба, удельный расход катализатора плавно уменьшается с понижением концентрации газа. Однако в практических условиях необходимо считаться также с тем, что понижение концентрации газа приводит к увеличению объема газа на единицу продукции. Поэтому, если пропускная способность контактного аппарата лимитирована определенной тягой, существует некоторая оптимальная концентрация газа, при которой производительность контактного аппарата будет наибольшей. [c.202]

Характерно, что производительность исследованных катализаторов с ростом объемной скорости возрастает. Однако в случае Б-25 (рис. 3) производительность представляет собой прямую, идущую наклонно вверх, а при К-5— пологую кривую, т. е. для катализатора Б-25 производительность с увеличением объемной скорости растет быстрее, чем для К-5. Максимальная производительность имеет место при 550° С и объемной скорости 3,0 ч . [c.174]

Рис. 3.42. Влияние содержания металлов в сырье и степени удаления серы на производительность катализаторов прямого гидрообессернваиня нефтяных остатков в реакторах с ТФСС (цифры на кривых - суммарное содержание ванадня и никеля в сырье, %).

Кривые, подобные показанным на рис. 4, были получены ранее и другими исследователями, но тогда для соответствующих катализаторов не было предварительно изучено ни число активных центров, ни их активность в элементарном акте реакции. Поэтому фактор мобильности оставался скрытым, и его включали в понятие об активности новерхности. Различие в производительности катализаторов нри изменении объемных скоростей принято было объяснять лишь макрокинетическими факторами — диффузионными осложнениями, малой доступностью внутренней поверхности вследствие ультрамикронористости и пр. Значение макрокинетических факторов бывает очень велико, однако опытные данные показывают, что в исследованных нами случаях не они оказывают решающее влияние на производительность. [c.138]

Коль скоро различные катиониты существенно отличаются по эффективности каталитического действия, можно ожидать, что степень поперечной связанности, в значительной мере определяющая деформируемость пространственной сетки и распределение реагентов между файами, будет влиять на ход и результат реакции конденсации. Как пока,зали недавно Фарберов и его сотр. выход 4-метил-1,3-ди6ксана и производительность катализатора с увеличением степени сщивки катионита КУ-2 от 6 до 20% изменяется по кривой с максимумом (при 8% дивинилбензола) при соответствующем росте содержания бутандиол а-1,3 в катализате. [c.178]

Как ВИДНО из кривой, изображающей протекание реакции во времени при контакте с катализатором (рис. 20), большая сначала скорость реакции (кривая круто поднимается вверх) все более замедляется, пока не достигнет состояния равновесия (кривая переходит в горизонтальную прямую). Так как объемная скорость обратно пропорциональна длительности контакта, то ее уменьшение, например, вдвое лишь немного снижает содержание (Лг) аммиака в газе (рис. 20), но зато вдвое увеличивает и вследствие этого gh возрастает с повышением и. В системах с давлением 3-10 синтез проводится при объемной скорости около 30 000 м ч, а при давлении 5-10 н/лг —до 50 000 м 1ч. Дальнейшее повышение скорости ограничивается необходимостью проводить процесс автотермично для нагревания больших объемов проходящего газа теплоты реакции будет недостаточно. Для каждого значения объемной скорости газа имеется оптимальная температура синтеза, при которой производительность катализатора будет наибольшей (рис. 21). [c.59]

Кривая поверхность, аналогичная той, с которой мы имели дело в главе об окислении аммиака, изображена в перспективе на рис. 33, а в горизонтали на рис. 34. Чтобы ввести понятие о производительности катализатора t, рассмотрим поверхности О = onst или что равнозначно Рис. 33. с этим — d г = onst. [c.74]

U —иервый теплообменник б — второй теплообменник а —основной теплообменник г, д, е —первый, второй и третий слои катализатора соответственно / — кривая равновесия 2 —зависимость содержания аммиака от температуры 3 —производительности отдельных ступеней реактора G. [c.333]

После определения необходимого объема катализатора V при полученных значениях ( вх. й Tgjjj, пользуясь уже кривой 1 (рис. V-9, стр. 422), находят весовое содержание метанола-сырца в газовой смеси на выходе из колонны синтеза в начале кампании (в вес. %) и определяют соответствующую производительность ко- [c.448]

Из кривых распределения температур в зоне катализа (см. фиг. 35 и 117) и перегревов катализатора в центре труб (фиг. 37) следует, что при высокоэкзотермических превращениях теплоотвод лимитирует производительность аппаратов. [c.349]

Разделив условно объем катализатора синтеза аммиака на ряд концентрических 1щли дров объемом в каждом из которых имеет место газовыг поток, в соответствии с профилем скоростей (кривая 1) рассчитали производительности Q каждого выделенного объема. [c.75]

Существенное значение для протекания реакции имеет соотношение катализатор оксидат (7к/7цг), которое варьировали, изменяя либо количество катализатора при постоянном объеме циклогексана, либо количество циклогексана при постоянном объеме катализатора. Результаты опытов приведены на рис. 1. Видно, что степень превращения (кривая ) и концентрация продуктов (кривая 2) с ростом соотношения VJVцr увеличиваются независимо от того, меняются ли количества загруженных катализатора или циклогексана. Производительность (выход продуктов с единицы объема катализатора), (кривая 3) до отношения У /7цг=0,2 увеличивается, а затем с ростом 7 /7цг уменьшается. Оптимальным соотношением катализатор оксидат является 0,2. Этот факт можно объяснить только с точки зрения протекания процесса по гетерогенно-гомогенному механизму. Естественно, что с увеличением соотношения катализатор оксидат возможности для протекания цепного процесса ухудшаются, так как уменьшается свободный объем жидкой фазы. Не исключено также, что катализатор способен обрывать цепи, ингибировать процесс, как это было обнаружено для ряда гетерогенных контактов при окислении в жидкой фазе [3, 4]. Что же касается причин роста производительности до соотношения к/1 пг=0,2, этот вопрос остается открытым. [c.203]

В наших работах изучалось каталитическое разложение газообразного озона в интервале температур —80 до +80° при концентрации озона 8,8 об. % [33]. В качестве катализаторов были использованы элементы платиновой группы Р -, Рс1-, 1г- и РЬ-черпи, а также для сравнения с работой Шваба — окись и закись никеля. Исследование проводили проточным методом при скорости протока 5 л/ч. Как показали результаты, наряду со значительной производительностью и экспериментальной простотой проточный метод изучения распада озона имеет существенные недостатки. Высокая экзотермичность реакции в условиях протока приводит к выделению на катализаторе большого количества тепла (что не учитывал Шваб). Это не может не оказывать резкого влияния на ход процесса в целом, в частности, при повышенных температурах приводит к интенсивному развитию гомогенных процессов. На рис. 2 приведены типичные кинетические кривые распада газообразного озона на РЬ-, 1г-чернях при температурах +3 и + 20°. Для всех кривых характерен участок постоянной активности. Эта активность при температуре 20° устанавливается в первые минуты реакции, тогда как при 3° требуется некоторое время (10—40 мин). По истечении 1—4 ч (время зависит от природы катализатора) процесс резко замедляется и в течение получаса активность снижается до нуля. [c.157]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология