Размер частиц катализатора

По изменению насыпного веса катализатора судят в первом приближении об изменении его фракционного состава и структуры по сравнению с исходной (более точно по величине поверхности и среднего диаметра пор). Увеличение насыпного веса указывает на уплотнение структуры или уменьшение размера частиц катализатора и часто является следствием влияния высоких температур в регенераторе. [c.166]

Пользование объемными единицами для определения величины Уо приемлемо в случае крекинга в стационарном или в опускающемся сплошном слое частиц катализатора, поскольку в таких системах размеры частиц катализатора и плотность слоя практически мало изменяются, [c.18]

V 1. Уменьшение размера частиц катализатора. При одной и гой же пористости с уменьшением диаметра шарика облегчается проникновение внутрь его молекул кислорода, что ускоряет процесс выгорания остаточного глубинного кокса. [c.44]

Средний размер частиц катализатора [c.47]

Динамического и химического подобия обычно нельзя достигнуть одновременно например, если остается постоянным время реакции, то число Рейнольдса, в которое входит линейная или массовая скорость, изменяется. В гетерогенных каталитических процессах полное подобие может быть достигнуто при изменении размера частиц катализатора и его активности. Если теплопередача осуществляется теплопроводностью или конвекцией, размер частиц должен быть пропорционален диаметру сосуда, а активность катализатора должна меняться обратно пропорционально квадрату диаметра реактора оба условия очень тяжелы и обычно невыполнимы. Часто имеют значение только некоторые из факторов, влияющих на реакцию, так что существенным будет равенство только тех безразмерных комплексов, в которые они входят. Например, если скоростью диффузии определяется процесс в гетерогенном реакторе, то рассмотрение одного динамического подобия будет достаточным для выяснения условий моделирования. [c.341]

Фракционный состав характеризует однородность форм и размеров частиц катализаторов й адсорбентов и является одним из важнейших показателей оценки их эксплуатационных качеств. Молотый (мелкодисперсный) катализатор содержит не более 5% частиц крупнее 200 мк и не более 20% — мельче 40 мк. Он угловатый, плохо кипит и имеет рваные края. На ранней стадии крекинга потери катализатора вследствие его истирания большие. Микросферический катализатор включает частицы размером от 10 до 150 мк, основная фракция 40—80 мк. Имея более ровный фракционный состав, он обладает хорошей сыпучестью и содержит минимальное число частиц, не улавливаемых циклонами. Шариковый алюмосиликатный катализатор содержит не менее 96% шариков диаметром 2,5— 5,0 мм. [c.16]

Геометрические теории уделяют особое внимание соответствию между геометрической конфигурацией активных атомов на поверхности катализатора и расположением атомов в той части реагирующей молекулы, которая ири адсорбции взаимодействует с катализатором и которую обычно называют индексной группой. Изучение скоростей реакций на различных кристаллических гранях металлов показало, что скорости действительно зависят от геометрии расположения атомов. Геометрический подход позволил установить следующий важный факт селективность в случае конкурирующих реакций может существенно меняться в зависимости от числа и расположения центров. Это привело к развитию представлений об ансамблях , или специфических группировках атомов на поверхности катализатора, и о структурной чувствительности реакций, скорости которых зависят от размера частиц катализатора, возможности образования сплавов и других факторов. [c.10]

Скорость реакции, протекающей во внешнедиффузионной области, практически не зависит от температуры и зависит от скорости потока и размера частиц катализатора. Поверхность пор катализатора и его активность на скорость реакции в этом случае не влияют. [c.139]

Диаметр аппарата 100 мм размер частиц катализатора 62 мкм. Точки обозначают средние значения скорости х — для [c.177]

Уменьшение размера частиц катализатора увеличивает скорость внешней диффузии и снижает внутридиффузионное торможение реакции для данных скорости реакции и условий ее проведения уменьшение размера частиц катализатора до некоторой величины в принципе всегда может обеспечить протекание реакции в кинетической области. Увеличение скорости потока в проточной системе (или перемешивание в статической) увеличивает скорость внешней диффузии, что способствует переходу реакции в область внутренней диффузии. [c.152]

Опыты проводили в широком диапазоне изменения параметров псевдоожижения (скорости газовых потоков, размера частиц катализатора, высоты слоя) [c.350]

Здесь — линейный размер частиц катализатора /с 2 — коэффициент массопередачи от твердой поверхности к жидкости 1) — коэффициент молекулярной диффузии Зс = — критерий [c.187]

Вследствие относительно большого размера частиц катализатора, значительное влияние на скорость химических превращений в зернистом слое оказывают процессы переноса вещества и тепла внутри твердых частиц. Процессы на изолированном зерне катализатора изучались в главе III знание макроскопической скорости реакции на отдельном зерне в зависимости от концентраций реагентов и температуры потока в данной точке слоя — необходимый элемент математического описания процессов в зернистом слое. Другим [c.213]

На рнс. 5, б показаны результаты для второго случая (го °о). По оси абсцисс отложено расстояние, отнесенное к размеру частицы катализатора. Высота слоя варьировалась в пределах от 0,15 до 0,5 м (25 Я/йз< 167 0,25 < Я/Д < 1,79), а скорость потока —в пределах 0,92 5 у 4,00 м/с. Из представленных [c.12]

Более сложной является конструкция полочных контактных аппаратов (рис. VH.2 и VH.3), пригодных для проведения реакций, обладающих заметным тепловым эффектом. В полочных реакторах катализатор находится на нескольких расположенных друг над другом перфорированных полках. Тепло реакции отводится или подводится в теплообменниках, через которые проходят реакционные газы, переходя с полки на полку. Такие теплообменники устанавливают либо внутри аппарата (рис. VH.2), либо вне его (рис. VH.S). В полочных реакторах по высоте каждого слоя неизбежно возникае г перепад температуры. Последний можно свести к минимуму, уменьшая высоту слоев, однако это неизбежно приводит к увеличение, числа полок и соответственно к усложнению и удорожанию аппарата. Кроме того, слишком низкие слои зернистого катализатора обычно непригодны, так как, если высоту слоя можно сравнить с размеров частиц катализатора, могут возникать нежелательные явления из-за поперечной неоднородности слоя (местные перегревы и проскока газа в местах с наименьшим гидравлическим сопротивлением), ведущие к ухудшению показателей или к срыву процесса. При проведении процессов в полочных реакторах вместо устройства промежуточных теплообменников иногда применяют промежуточный ввод холодного (горячего) сырья или инертного компонента. [c.265]

На основании проведенных исследований установлено, что чем меньше размеры частиц катализатора в растворе, тем меньше пленка полимера, которая их покрывает следовательно, при малых размерах частиц улучшаются условия отвода тепла реакции полимеризации, что должно способствовать получению полимеров с более высоким молекулярным весом. Ввиду этого исключительно важное значение имеет тонкое распыление раствора катализатора. [c.256]

Нормальный размер зерен промышленных катализаторов гидроформинга составляет примерно 3—5 мм. Однако специальное исследование влияния диффузии в зерне катализатора на кинетику каталитического дегидрирования циклогексана (на 100%-ном циклогексане и алюмохромовом катализаторе) показало, что в ряду размеров частиц катализатора 3,1 1,8 и 0,5 мм резко возрастает скорость реакции и увеличивается соотношение между промежуточными (циклогексен) и конечными (бензол) продуктами реакции [118], что определяется снижением эффекта диффузионного торможения. Такое явление имеет существенное значение при оценке процесса на пылевидных катализаторах (на этом мы остановимся ниже). [c.292]

Такая скорость реакции называется удельной. Если средние размеры частиц катализатора одинаковы, то масса катализатора и его поверхность пропорциональны, и уравнения (VI, ) и (VI,2) отличаются одно от другого только коэффициентом пропорциональности. [c.216]

Размеры частиц катализатора мм тах/ Ло [c.459]

Возможность варьировать размер частиц катализатора и его загрузку. [c.58]

Влияние размера частиц катализатора является одним из факторов, который обусловливает преимущество кипящего слоя катализатора по сравнению с неподвижным. Действительно, работать с частицами, при которых достигается полное использование внутренней поверхности катализатора можно лишь в условиях кипящего слоя. Насколько велик эффект влияния размера частиц на активность единицы веса катализатора видно из рис. 131. Опытные данные получены при одинаковом времени продолжительности процесса. [c.244]

Размер частиц катализаторов, применяемых в процессе с кипящим слоем, находится в пределах 10—150 мкм. Скорость газа, при которой частица катализатора выносится им из кипящего слоя и витает, приблизительно пропорциональна диаметру частиц. Частицы катализатора диаметром менее 20 мкм в обычных условиях интенсивно выносятся газом из реактора и регенератора, поэтому их присутствие в катализаторе нежелательно. В процессах с дви- [c.215]

С уменьшением размера частиц катализатора содержание в нем железа, никеля и ванадия возрастает, что видно из следующих данных (в вес. %) [c.86]

Таким образом, влияние стенки реактора иа формирование неоднородного профиля параметров фильтрующегося потока распространяется в глубину не более чем на 10 характерных размеров частицы катализатора, по крайней мере для слоев с относительными размерами 25 Я/йа 167 и 0,25 Я/О 1,79, упакованных способом загрузки, обеспечивающим однородную структуру в центральной части слоя. [c.14]

Поэтому представляет интерес реальное распределение потока внутри слоя катализатора, упакованного имеющими практическое значение способами загрузки, применительно к полочным контактным аппаратам, для которых О/йа > 20, где В — диаметр реактора, а — характерный размер частицы катализатора. [c.47]

По мере повышения рабочих температур и при размере частиц катализатора > 4 мм диффузия становится определяющей стадией [c.272]

Расчетные кривые для аппарата 1 — идеального вытеснения г — полного смешения. Размер частиц катализатора (в мм) 3 — 0,20 4 — 0,38 5 — 0,75 6 — 1,50. [c.96]

Очевидно, кипящий слой целесообразнее неподвижного лишь в том случае, если уменьшение вследствие истирания размеров частиц катализатора до уноса их из реактора [уравнение (1.32)] произойдет за срок, превышающий среднюю продолжительность работы катализатора в неподвижном слое. Ориентировочно это соответствует потере веса катализатора вследствие истирания б = 2—3% в месяц. [c.100]

Следует выбирать катализаторы, структура которых допускает достаточно легкое проникновение молекул углеводородов в глубину пор. Нри этом надо иметь в виду, что чем больше размер частиц катализатора, тем длинее путь молекул сырья к отдаленным глубинным порам катализатора. [c.51]

Высокие скорости газов в слое катализатора и в сборных желобах могут привести к нежелательному уносу катализатора из регенератора. Выноо катализатора газами регенерации усиливается не только при чрезмерно форсированной подаче воздуха в регенератор, но также и с уменьшением размера частиц катализатора, при наличии, наиример, в загрузке свежего катализатора большого количества мелких гранул. [c.92]

В отечественной промышленности нашел применение разработанный в СССР порошкообразный катализатор К-5 [15]. Он наряду с высокой активностью и избирательностью действия отличается хорошей стабильностью каталитических свойств при длительной работе в условиях высоких переменных температур, а также обладает достаточной механической прочностью на истирание. В СССР разработан промышленный способ получения порошкообразного катализатора К-5 путем распыления суспензии в газовую фазу [16, 17]. Оптимальное содержание твердой фазы (рис. 1) в суспензиях для формования мелкозернистого катализатора рекомендуется устанавливать по пересечению касательных к нижней и верхней ветвям кривых, характеризующих прочность структуры при различном содержании твердой фазы в суспензии [4, 18]. Проведено моделирование промышленных установок большой мощности и построены номограммы для расчета агрегатов (рис. 2). Для производства порошкообразного катализатора целесообразно использовать противоточпые системы, в которых предельная скорость газового потока зависит от заданного среднего размера частиц катализатора. Изучение закономерностей [c.653]

В описанной лабораторной установке изучены зависимости ноказатс.гтсй процесса крекипга от условий его проведения размера частиц катализатора, степени закоксованности катализатора, температуры, массовой скорости подачн сырья в зону катализа. [c.166]

Влияние размера частиц катализатора. Для изучения влияния размера частиц катализатора на процесс крекинга проведены опыты но крекированию сырья над порошкообразн].(л1 катализатором, приготовленным из гранулированного синтетического алюмосиликата, фракционного состава 0,21 — 0,. j5 и о,10—0,12 мм, а также на неподвиисных гранулах алюмосиликата размером 3—5 мм. В [сачестве сырья использовалась фракция из сураханской отборной нефти, В1,1к1н1а10н ая в пределах 300—400 С. Опыты проводились при температурах 400, 450 и 500 С и массовых скоростях подачи сырья 0,25 0,50 1,00 1,50 2,00 ч . [c.166]

Рассматриваемая проблема изучалась теоретически и экспериментально Вейшем 2°, Смитом 21 и др., установившими, что степень использования связана с активностью катализатора, Уилер показал, что избирательность сложных процессов изменяется, если степень использования меньше единицы. Установлено также влияние размера частицы катализатора на избирательность. На степень использования может влиять как диффузия из потока к внешней поверхности частицы, так и диффузия в самих порах. Полная степень использования, включающая оба вида диффузии, выражается так [c.102]

Межфазная поверхность, через которую происходит массообмен между жидкостью и газом, велика и составляет около 1500 лl /лi газа при среднем диаметре лузырька 4 лш. Линейная скорость, пересчитанная на незаполненное сечение, должна находиться в пределах 1—30 см/сек. Размер частиц катализатора может меняться в интервале от 1 до 100 м. [c.361]

Кинетика изомеризации бутенов в присутствии окиси алюминия. Поскольку результаты разных исследований изомеризации олефинов в присутствии окиси алюминия сопоставить трудно (из-за различий в условиях ее приготовления, природе сырья и условий проведения реакции), авторами этой книги изучена изомеризация бутенов в присутствии -АЬОз в импульсном микрореакторе [21]. Ниже приводятся основные результаты этой работы. Влияние внутридиф-фузионного торможения изучали при 300 и 450 °С в импульсном режиме изменяя размер частиц катализатора при постоянной навеске и изменяя навеску при постоянном размере частиц (табл. 44). Оказалось, что увеличение размера частиц при постоянной навеске и изменение навески при постоянном времени контакта мало сказывается на зависимости степени превращения бутена-1 от температуры. [c.148]

Для изучения режима, при котором максимизируется выход вещества Я, дальнейшие эксперименты планируется провести при 200—340° С. Какие рабочие условия (размеры частиц катализатора и температура) необходимо исследовать и каким может быть относительный выход продукта / [c.455]

Реактор типа труба в печи . В 50-е гг. эти реакторы были основными Б каталитических исследованиях. Хоген [26] описал несколько удачных конструкций. Большинство таких реакторов представляет собой трубку диаметром 25 мм, в которую помещено 50—100 см катализатора. Для уменьшения различий температуры по длине слоя катализатора используются описанные выше бронзовые блоки или многозонные печи, но с меньшим успехом, чем для гораздо более компактных микрореакторов. Массовые скорости потока заметно меньше, чем в промышленных реакторах числа Рейнольдса, вычисленные по размеру частиц катализатора, как правило, значительно меньше 100, поэтому поток всегда ламинарный. Вследствие того что поток не идентичен потоку в промышленных реакторах, массо- и тепло-перенос происходит гораздо хуже. Реакторы типа труба в печи использовались и, к сожалению, все еще применяются в некоторых лабораториях для исследования пропессов на гетерогенных катализаторах, часто с печальными результатами, о которых предупреждал Карберри [27]. [c.66]

Реакторы Синтол . Как уже упоминалось, реакторы Синтол являются реакторами с циркулирующим кипящим слоем. Общая высота реакторов около 50 м. Как показано на рис. 3, в нижнюю часть реактора подается рециркулируемый и свежий газ, где он смешивается с потоком горячего катализатора, спускающегося по стояку. При этом газ нагревается до температуры возгорания. Затем смесь газа с катализатором подается наверх в расположенные справа от стояка зоны реакции. Значительная часть теила реакции поглощается в двух батареях в теплообменниках, расположенных внутри реактора, а остальная— образующимися и рециркулируемыми газами. Катализатор отделяется от газа в бункере-отстойнике и, спускаясь по стояку, возвращается в цик 1. Скорость потока катализатора регулируется задвижкой у основания стояка. Непрореагировавший газ вместе с парами образовавшихся углеводородов выводится нз реактора через циклоиы, в которых отделяются захваченные потоком более мелкие частицы катализатора, возвращаемые в бункер. На выходе из реактора температура обычно составляет около 340°С. Важно, чтобы условия процесса и состав катализатора ограничивали образование тяжелых углеводородов, которые при конденсации на катализаторе могут затруднять образование кипящего слоя. Так как используемый железный катализатор имеет высокую плотность, то создать его кипящий слой существенно труднее, чем, например, при использовании алюмосиликатных катализаторов, которые применяются в установках каталитического крекинга с циркулирующим кипящим слоем. Размер частиц катализатора выбирают в таких узких пределах, чтобы удовлетворялись условия кипения и соблюдались необходимые потоки катализатора вниз по стояку и вверх по реактору. [c.168]

Температуры, при которых первая стадия крекинга переходит из кинетической во внутридиффузионную область и из внутри- во внешнедиффузионную, зависят от свойств сырья, активности катализатора, размера его пор и частиц. Для данного катализатора утяжеление сырья, повышая скорость реакции и снижая скорость диффузии, уменьшает температуры перехода. Для сырья заданного фракционного состава повышение в нем концентрации олефиновых и ароматических углеводородов, крекирующихся с большой скоростью, дает такой же эффект. При сырье заданного состава и катализаторе заданной активности переход реакции из кинетической области во внутридиффузионную осуществляется тем при меньшей температуре, чем меньше средний диаметр пор. На температуру пере.хода из внутридиффузионной области во внешнедиффузионную размер пор влияния Не оказывает. Этот переход осуществляется при катализаторе данной активности для данного сырья тем при, меньшей температуре, чем больше размеры частиц катализатора. Таким образом, максимально допустимая температура крекинга, при которой достигается переход первой стадии реакции во внешнедиффузиопную область, зависит от свойств сырья, активности катализатора и размера его частиц. На микросфериче-ском катализаторе при крекинге сырья, выкипающего в пределах 300—500 °С, внешнедиффузионная область достигается при 540— 560°С, на шариковом катализаторе зернением 3—5 мм —при 480—510°С. В кинетической области первая стадия крекинга имеет энергию активации около 30 ккал/моль. [c.221]

Результаты показывают, что влияние стенки на профиль скорости распространяется в глубь слоя на расстояние, не превышающее 5- 7 размеров частиц катализатора, что согласуется с результатами структурных измерений [12]. Макспмальные значения скорости в пристенной зопе на 50- 60% превышают среднюю по сечению величину. Сравнение с температурными измерениями показывает, что влияние стенки на профиль температуры выражено более спльно, чем на профиль скорости. Это объясняется различием в механизмах радиального переноса импульса и тепла для неподвижного слоя. [c.14]

В данном реакторе экспериментально были обнаружены на выходе из второго слоя случайным образом расположенные локальные зоны с температурой, превышающей среднюю по сечению на 50—60°С. Характерный масштаб участков слоя с повышенной температурой ( горячих пятен ) составлял 10—30iiзf где 3 —размер частиц катализатора [6]. [c.63]