Реакторы процесса с суспензией катализатора

К основным аппаратам установок каталитического крекинга относятся реакторы и регенераторы с их обустройством. Процесс каталитического крекинга с микросферическим катализатором ведут в реакторах с псевдоожиженным (кипящим) слоем, состоящим из суспензии катализатор, сырье и водяной пар. Разработка высокоактивных цеолитсодержащих катализаторов вызвала необходимость освоения нового типа реактора — лифт-реактор. Он представляет собой удлиненный пустотелый цилиндрический аппарат с большим отношением длины к диаметру — 20 1. Такая форма реактора способствует высокой скорости катализаторно- [c.66]

В Советском Союзе применяется также способ натриевой полимеризации в газовой фазе при температуре 30—35 °С и давлении 3—5 ат. Температура в реакторе легко поддерживается на заданном уровне циркуляцией через реактор газообразного мономера. Катализатор представляет собой тонкую суспензию металлического натрия в керосине, которая разбрызгивается в реакторе в виде тумана. В суспензию добавляют жирные кислоты (пальмитиновую, олеиновую или стеариновую), которые играют роль регуляторов процесса. [c.164]

Гидрирование сложных эфиров. Технологическая схема процесса с использованием суспендированного медно-хромового катализатора приведена на рис. 1.8. Свежий водород под давлением до 30 МПа смешивается с циркулирующим водородом и нагревается за счет продуктов реакции в теплообменнике 8, а затем — до 300—350 С в трубчатой печи 11. Нагретый водород поступает в специальную камеру (на рисунке не показана) на смешение с эфиром, предварительно нагретым в подогревателе 3 до 100—120 °С. Образовавшаяся смесь при 300—320 °С поступает в реактор 7, в который специальным шламовым насосом 17 подается 20—25%-ная суспензия катализатора в гидрогенизате или в смеси гидрогенизата и эфира. Концентрация катализатора в реакционной зоне зависит от качества сырья и степени его очистки и увеличивается по мере утяжеления сырья и возрастания количества примесей в нем. [c.32]

Особенности технологического процесса в реактор непрерывно поступает суспензия катализатора в бензине и этилен. Малорастворимый в бензине полимер отфильтровывают, катализатор удаляют отмывкой метиловым спиртом. Бензин и непрореагировавший этилен возвращают после очистки в реактор (принцип циркуляции). Выход продукта 85—98%. [c.226]

В процессе со взвешенным катализатором (рис. 45) в аппарате готовится суспензия катализатора, которая подогревается и подается насосом высокого давления 37 в реакционную колонну 1 одновременно с водяным газом под давлением 200 ат. Реакционный аппарат снабжен рубашкой и внутренним теплообменником для регулирования температуры процесса в пределах 130—150° С. Из верхней части реактора, где степень превра-ш ения олефина достигает 70—75%, реакционная смесь попадает в реактор 12, где при 160—170° С завершается реакция с глубиной превраш е-ния олефина выше 80%. На этой стадии также подается смесь окиси углерода и водорода. [c.353]

Технологическая схема суспензионного процесса Филлипса приведена на рис. 111.2. Суспензия катализатора в углеводороде подается в реактор, снабженный мешалкой, вместе с этиленом, сомономером и углеводородом (парафин или циклопарафин). При использовании парафинов температура реакции ниже 40° С в случае циклопарафинов она ниже 90° С. По мере протекания реакции твердый [c.88]

В случае обычных ионитов в Н- или ОН-формах количество применяемого катализатора может быть достаточно большим. По этому для крупномасштабных, непрерывных процессов целесообразны схемы, в которых реакции протекают в потоке суспензированного ионита. В этих схемах реакторы с мешалками служат для гомогенизации системы и обеспечения устойчивости суспензии катализатора. Примером, иллюстрирующим реализацию рассматриваемого принципа, может служить очень важный промышленный процесс производства 4,4-диметилдиоксана-1,3 (ДМД) — промежуточного продукта производства изопрена из изобутилена и формальдегида. Обычно ДМД получают по реакции Принса путем конденсации изобутилена с формальдегидом в присутствии кислотного катализатора, например, серной кислоты [c.326]

Схема с суспендированным слоем носителя (катализатора). При процессе с суспендированным слоем катализатора (рис. 1б) в аппарате 9 готовят суспензию катализатора, которую там подогревают и насосом 25 высокого давления подают в реактор 10 одновременно с синтез-газом под давлением 200 кгс/см (19,6 МН/м ). Реактор снабжен рубашкой и внутренним теплообменником для регулирования температуры в пределах 130— 150 °С. Из верхней части реактора 10, где степень превращения олефина достигает 70—75%, реакционная смесь попадает в реактор 11 там при 160—170 °С реакция завершается с глубиной [c.52]

В промышленности гидрохлорирование этилена осуществляют следующим образом. В реактор, содержащий суспензию хлористого алюминия в хлористом этиле или в смеси хлористого этила и дихлорэтана, вводят приблизительно эквимолярные количества совершенно сухих этилена и хлористого водорода. Экзотермическую реакцию присоединения хлористого водорода к этилену проводят при 35—40° и 8 ат. После окончания процесса присоединения хлористый этил отгоняют и очищают фракционированной разгонкой. Остаток состоит из полимерных продуктов. Катализатор непрерывно выводят из реактора, заменяя свежим [187]. [c.425]

В другом процессе, разработанном в Лейне, катализатор применяли во взвешенном состоянии в исходном жидком олефине [73]. Для этого готовили 3—5%-ную суспензию катализатора в олефине, подогревали ее до 150° и прокачивали насосом через два реактора, в которые подавали противотоком под давлением 220—230 ат водяной газ, нагретый до 160—170°. Газ являлся смесью обратного газа и свежей окиси углерода и водорода [74]. Этот способ использовали для производства высокомолекулярных спиртов, и к нему мы еще вернемся несколько позже. [c.545]

Этот катализатор использовали в процессе получения высоконепредельных жидких углеводородов с целью применения последних в химическом синтезе. Процесс осуществляли в цилиндрическом сосуде, содержавшем суспензию катализатора в высококипящей фракции синтетического масла, и через эту суспензию барботировали водяной" газ. Последний подавали в реактор через керамическую пластинку, установленную на дне сосуда [41, 145]. Синтез в полузаводском масштабе проводили в простой трубе емкостью в 1,5 ж при 20 ат и начальной температуре 250°. Масло содержало 150—300 кг железа на 1 ж масла, и к нему же добавлялось -необходимое количество щелочи в виде спиртового раствора КОН. Суспензия циркулировала с такой скоростью, чтобы содержимое реактора обновлялось каждые 3 мин. в реакторе наблюдалось повышение температуры катализатора на 10°. Коэффициент циркуляции газа синтеза равнялся 1. Применялся газ синтеза состава 1С0- -1Н2 или 1СО+1,25 Нз- Степень превращения СО- Нз в первой ступени достигала 70%, производительность — 350—450 г на 1 л катализатора в сутки (10% этого количества составлял метан). Выход углеводородов Сд и выше на 1 превращенного газа составлял 189 г. Продукт имел следующий фракционный состав [c.231]

В табл. 177 представлены результаты испытания двухступенчатого жидкофазного Процесса фирмы Рурхеми . Хотя количество катализатора на 1 л суспензии не указано, но, сравнивая степени превращения и объемные скорости в табл. 176 и 177, можно заключить, что в обеих ступенях применялось около 445 г катализатора на 1 л масла. Отходящий газ из реактора в каждой ступени охлаждали до комнатной температуры. При этом фракция дизельного топлива и парафин конденсировались полностью, а бензиновая фракция и вода—частично. Из холодильника отходящие газы поступали на адсорбцию активированным углем. Маслянистый слой, сконденсировавшийся при охлаждении, отделяли от воды и возвращали в реактор. Постоянный уровень масла в реакторе поддерживали, периодически отбирая масло через трубу с фильтром, погруженную в суспензию катализатора в масле. Через 2—3 недели работы состав жидкой фазы достигал стационарного состояния, типичного для характеристики процесса. Наибольшая продолжительность работы в жидкой фазе на установке фирмы Рурхеми составляла 7,5 недели. Извлечение продукта синтеза было неполным. Выход углеводородов С3 и выше, вычисленный по данным газового анализа, составлял около 170 г на 1 прореагировавших На-Ь СО и около 155 г на 1 и газа, не содержащего инертных примесей. Степень превращения прореагировавшей окиси углерода в метан составляла около 2% вначале опыта и возросла до 6% в конце 7,5-недельного периода работы. [c.354]

Стадия гидроформилирования. Суспензию катализатора, приготовленную в отдельном аппарате 36, нагнетают насосом высокого давления 37 в реактор 2, снабженный рубашкой и внутреиним теплообменником, где реакцию гидроформилирования можно проводить в весьма точно регулируемых температурных условиях (рис. 117). Вода из охлаждающей рубашки и внутреннего теплообменника циркулирует через кипятильник (на рисунке не показан) регулировкой давления водяного пара температуру воды поддерживают на заданном уровне. В начале процесса аппарат нагревают паром до рабочей температуры. В >том отношении режим процесса очень похож па режим синтеза Фишера-Тронша. [c.547]

В качестве реакторов в процессе Кольбеля—Рейнпрейссен применяют аппараты высокого давления с внутренними поверхностями, охлаждаемыми водой или другим теплоотводящим агентом, температура в реакторах регулируется давлением пара. Она примерно на 20° ниже температуры реактора. Синтез-газ вводят в реактор в виде мелких пузырьков и образуют дисперсную систему с жидкостью, что имеет существенное значение для процесса. Реактор заполняют суспензией катализатора в масле примерно на /з его объема. [c.119]

Дистиллированные метиловые эфиры жирных кислот замешивают с мелкодисперсным меднохромовобариевым катализатором и в виде 7—8%-ной суспензии подают насосом под давлением 3,0—3,1-10 н/ж (300—310 ат) в реактор. Суспензию предварительно подогревают до температуры 300° С в теплообменнике парами ВОТ. Одновременно с суспензией в реактор подают перегретый водород в 10-кратном избытке по сравнению с теоретически необходимым количеством. Гидрогенолиз метиловых эфиров проводят при давлении 3-10 н/ж (310 ат) и температуре 300° С. Глубина превращения метиловых эфиров 98—98,5%. В процессе гидрогенолиза образуется 1—1,5% углеводородов. Продукты реакции, после снижения давления до нормального, охлаждают до 75—90° С. Увлеченный ими водород отделяют и направляют снова в реактор, а суспензию катализатора и жирные спирты разделяют. [c.69]

Завод фирмы Атлас в Онтарио (Канада) имеет более совершенный технологический процесс производства сорбита по сравнению с применяемыми на заводе этой же фирмы в США [22]. В качестве сырья для производства сорбита также используется кристаллическая глюкоза. Ее раствор в паровом конденсате смешивается в смесителе с никелевым катализатором на носителе (катализатор готовится на основе азотнокислого никеля) и подается насосом под давлением 14 МПа в реактор, в который также вводят компремированный до 15,5 МПа водород. В отличие от завода фирмы Атлас в США на канадском заводе водород получают электролизом воды. Процесс гидрирования осуществляется в непрерывно действующем реакторе, состоящем из отдельных вертикальных стальных труб, соединенных в батареи. Температуру в реакторах можно регулировать в пределах 140—205 °С. Суспензия катализатора с раствором глюкозы проходит через реакторы в течение нескольких минут и непрерывно удаляется из них в сепараторы, где водород, не вошедший в реакцию, выделяется и возвращается для повторного использования. [c.166]

В применяемом в настоящее время процессе катализатор смещивается с сырьем и соответствующие количества его удаляются вместе с продуктом. Суспензия катализатора и маспа интенсивно перемащивается током вводимого и рециркулирующего водорода следовательно, используемый реактор содержит кипящий слой катализатора. Реакция гидрокрекинга экзотермическая, но тепловой режим ее можно регулировать, вводя холодное сырье, осуществляя холодный рецикл или циркуляцию холодного водорода. Можно также проводить все это одновременно /9, 10, 20/. Процесс ведут при температуре примерно 400-425°С, давлении 200 атм и циркуляции водорода около 1000 объемов на 1 объем масла. При 85%-ной конверсии в низкокипящие продукты расход водорода составляет 250-400 объемов на 1 объем маспа. В принципе можно гидрокрекировать все масло, но как уже говорилось, это экономически невыгодно. [c.272]

Известны два варианта работы реакторов с суспендированным катализатором. По одному из них, применяемому в синтезе Фи-шзра — Тропша, через суспензию железного катализатора барбо-тирует синтез-газ (смесь СО и Нг), образуя углеводороды и продукты окисления, которые удаляются из реактора в виде паров. Жидкость, в которой суспендирован катализатор, не подается в реактор, а образуется в процессе. По другому варианту, типичному для гидрогенизации непредельных соединений, в реактор вводят жидкое сырье. [c.109]

Изомеризацию в этом случае осуществляют, пропуская с большой скоростью в условиях так называемого пенного режима пары пинена через суспензию катализатора в камфене находящуюся в противотоке. Для снижения температуры кипения пинена и увеличения турбулентности разбавляют его пары азотом. Создание высокой концентрации катализатора в зоне реакции позволяет осуществлять процесс в реакторах малой емкости, а использование пинена в паровой фазе позволяет значительно ускорить его диффузию к поверхности катализатора и тем самым устранить побочные реакции из-за задержки прореагировавших камфена и лимонена на поверхности, в условиях большой концентрации катализатора. Наличие жидкой фазы позволяет непрерывно удалять с поверхности катализатора отравляющие его вещества. [c.75]

Несколько позже Каржев и Ульяненко В. И. исследовали процесс / восстановления СЖК в барботажном реакторе, при одновременном вводе в зону реакции водорода и суспензии катализатора в кислотах (12, 13). Ими было установлено, что при 300 ати, 300—320° и подаче, сцрья 0,6 час оптимальная концентрация катализатора в зоне реакции должна составлять 7% вес. (на сырье). [c.147]

Непрерывные процессы в газовой фазе обычно проводят в стационарном или кипящем слое катализатора, хотя в некоторых процессах гидрогенизации и одном из вариантов процесса Фишера— Тропша применяется суспензия катализатора в жидкости. Все шире используют реакторы со стационарным трехфазным слоем, в которых жидкость стекает вниз через слой катализатора в присутствии газовой фазы. [c.10]

Рис. XII.3. Принципиальная схема процесса получения про-пионового альдегида из этилена, окиси углерода и водорода 1—реактор 2—колонна для Готмывки газов от карбонила кобальта 5—конденсатор-холодильник 4—сепаратор 5—каплеотбойник. /-синтез-газ (смесь окиси углерода и водорода) II— этилен ///—суспензия катализатора /V—циркуляционный газ V—вода на охлаждение VI—продукты реакции на разделение.

Полимеризация этилена ведется в двух реакторах (объем каждого реактора 20 м ) при 50—60° С, давлении 2—5 ат при хорошем перемешивании в течение 3—5 час. с непрерывной подачей этилена в рас Гвори-тель (фракция легкого бензина). При образовании полиэтилена последний выпадает в осадок, суспендирующийся в растворителе к концу процесса концентрация суспензии полиэтилена не должна превышать ЮО— 135 кг м . Катализатор готовится в аппарате с мешалкой 6, куда из мерников 4 ж 5 подаются четыреххлористый титан и триэтилалюминий в растворителе. Суспензия катализатора подается в реактор, заполненный растворителем. Концентрация триэтилалюминия в растворе составляет 0,5—1 кг/лi . Охлаждение в реакторе 12 ведется за счет испарения части растворителя, пары которого уносятся проходящим этиленом, а затем конденсируются и охлаждаются в холодильнике 7 ж вновь поступают в реактор. По окончании полимеризации реакционная масса в виде суспензии спускается в аппарат 18, где катализатор разлагается и отмывается спиртом, а остатки последнего извлекаются водой. Агрегаты полимеризации работают периодически в то время когда один разгружается, в другом происходит полимеризация. [c.81]

Смешивание жира с масляной суспензией катализатора переэтерификации производят в струйном реакторе-переэтерификаторе. Струйный реактор-переэтерификатор (рис. 75), представляет собой смеситель интенсивного действия с двусторонним поступлением компонентов. Он применяется во многих технологических процессах, где требуется тщательное перемешивание реагирующих веществ. [c.258]

Диффузионные процессы играют значительную роль и в том случае, когда газообразный мономер нод пек-рым избыточным давлением поступает в реактор, где находится р-р или суспензия катализатора в инертном растворителе. Избыточное давление м. б. самым различным — от десятых долв11 кн л1 (нескольких мм рт. ст.), как при полимеризации формальдегида, до нескольких Мн/м (десятков кгс/с.ч ), как ири полимеризации этилена и ирсшилена. [c.451]

Носитель, напр, алюмосиликат, обрабатывают р-ром окислов металла и сушат при 100—200°С. Катализатор (трехокись хрома), нанесенный на алюмосиликат, активируют нагреванием до 500—700°С в токе сухого воздуха и затем суспендируют, чаще всего в алифатич. или циклоалифатич. углеводороде, напр, в циклогексане. При получении П. в р-ре суспензия катализатора вместе с Э. и дополнительным количеством растворителя подается в реактор. Обычно темп-ра полимеризации 130—160°С, давление до 4 Мн1м (40 кгс1см ). После отделения непрореагировавшего Э. из р-ра П. выделяют катализатор (центрифугированием или фильтрованием в горячем состоянии), удаляют растворитель (к-рый регенерируется и возвращается в процесс) и П. гранулируют. Стабилизаторы и др. добавки к П. могут быть добавлены на стадии гранулирования. [c.504]

Реакцию обычно проводят при температуре минус 15° в присутствии катализаторов — порошкообразной смеси безводного хлористого алюминия и металлического алюминия. Для успешного проведения процесса исходные газы (хлор и этилен) должны быть весьма тщательно -осушены. Процесс проводится в вертикальном стальном реакторе. Реактор заполняют хлористым этилом с взвешенным в нем катализатором и через жидкость пропускают смесь хлора и этилена. Для создания в жидкости равномерной взвеси (суспензии) катализатора и для лучшего соприкосновения газа с реакционной средой реакцию проводят при интенсивном перемешивднии с помощью мешалки. Тепло, выделяющееся при реакции, отводится рассолом, циркулирующим в рубашке аппарата. В результате образования хлористого этила объем реакционной смеси увеличивается, а потому избыток хлористого этила непрерывно удаляют. Вытекающий из реактора жидкий хлористый этил содержит взвешенные частицы катализатора и растворенный хлористый водород. Для очистки хлористого этила его испаряют, промывают в скруббере 10%-ным раствором щелочи, подвергают осушке серной кислотой и конденсируют. [c.165]

Упррщенная технологическая схема, приведенная на рис. XI. 6, показывает как реализуется процесс. В реактор 1 с мешалкой поступает суспензия катализатора в водном формалине и жидкая изобутилен-изобутановая фракция. Реакция идет при 80—90 °С и [c.326]

Во втором случае гидратация проводится на мелкодисперсных скелетных катализаторах, которые хранят под водой и подают в реактор в виде суспензии в воде. Наиболее простым является синтез в периодическом реакторе с мешалкой. При этом АН добавляется к суспензии меди Ренея в воде со скоростью, обеспечивающей регулирование температуры в реакторе. В данном процессе конверсия нитрила находится в пределах 65 - 80%, содержание АА в конечном растворе -до 45%, кратность использования катализатора (до регенерации) - 15 [39]. Имеются также данные о непрерывном синтезе в двух или трех последовательных реакторах с циркуляцией катализатора в каждом из них при противоточном движении реакционной смеси и катализатора [40]. Очевидно, что аппаратурное оформление процессов с суспендированным катализатором более сложно, чем процессов с неподвижным слоем катализатора. Закономерности гидратации на скелетной меди в проточно-циркуляционной системе, в том числе эмпирическое уравнение кинетики процесса, описаны в работе [41]. [c.14]

Принципиальная схема жидкофазного гидрокрекинга гидроойл показана на рис. 123 [8]. В отличие от других процессов гидрокрекинга здесь применяется трехфазный псевдойжиженный (эбулированный) слой катализатора. Слой возникает в реакторе в результате подачи с определенной скоростью газовой (вопороя) и жидкой (сырье и рециркулят) фазы через слой суспензии катализатора. Вот некоторые преимущества этого процесса по сравнению с гидрокрекингом в стационарном слое катализатора катализатор может быть выгружен или загружен во время работы установки, что позволяет сохранять высокий уровень его активности и перерабатывать сырье с большим содержанием металлов наличие кипящего слоя катализатора создает изотермический режим в реакторе так как катализатор находится в постоянном движении, то любые частицы, принесенные сырьем, не забивают систему. Последнее особенно важно именно при переработке остатков. [c.302]

На рис. П1.15 приведена схема оксосинтеза в суспендирован-но.м слое носителя. Суспензию катализатора из аппарата 1 подают в нижнюю часть первого реактора 2, куда поступают также олефин и синтез-газ. Из этого реактора, где степень конверсии олефина достигает 70—75%, смесь переходит во второй реактор 3. В этот аппарат тоже подают смесь СО+Нг, что препятствует расслоению реакционной массы. После охлаждения реакционной массы в холодильнике 4 она поступает в сепаратор 5. С низа сепаратора суспензию катализатора в альдегидах откачивают в блок гидрирования, а катализатор — кобальт (образовавщийся при гидрировании карбонилов) на носителе — из блока гидрирования возвращают в реакторы гидроформилирования. С eeipxa сепаратора смесь СО-ьНг вместе со свежим синтез-газом тоже возвращают в процесс. Гидрирование альдеги- [c.174]

Приготовление катализатора Циглера из алкилов алюминия и галогенидов металлов можно осуществлять in situ путем постепенного добавления по каплям алкила алюминия в процессе полимеризации. При этом вначале готовят некоторое количество катализатора, заставляя реагировать соединения титана или другого металла с триэтилалюминием. Затем в суспензию катализатора в углеводороде вводят этилен. По мере протекания полимеризации в реактор по каплям добавляют все новые и новые порции алкила алюминия, причем не обязательно имеющего тот же состав, что и исходный. Для регулирования скорости полимеризации вводят небольшие количества окислителя, обычно кислорода. Кислород переводит соединения титана в высшее валентное состояние, в котором они способны [c.178]

Фирма И. Г. Фарбеииндустри [78] полузаводские испытания жидкофазного процесса начала в 1940 г. Для испытаний был использован 250-литровый реактор диаметром 20 см и высотой 3 0 см. В нижней части реактора имелась механическая мешалка (900 об/мин). Около половины объема реактора было заполнено суспензией катализатора в масле. В результате перемешивания поверхность жидкости принимала параболическую форму уровень жидкости в центре был только немного выше мешалки, а уровень у стенок был лишь немного ниже верхней части реактора. Исходный газ (1Н2-Ь1С0) со скоростью 100 м Ыас подавался в газовое пространство вдоль оси параболы и благодаря механическому перемешиванию эффективно распределялся в виде маленьких пузырьков в суспензии. Помимо экспериментальных трудностей, связанных с отложениями катализатора на валу мешалки, осаждение катализатора на различных местах реактора, особенно [c.354]

В рассматриваемом лроцессе используют суспендирсванный в масле порошкообразный железный катализатор. Суспензия поддерживается в постоянном движении вследствие барботажа синтез-газа. В реакторе размещается теплоотдающая поверхность, интенсивность теплоотдачи в условиях процесса значительно превышает достижимую в старом процессе Рурхеми, местные перегревы, ведущие к метанообразованию и отложению углерода, практически исключаются. Допустимая объемная скорость в 4—8 раз превышает объемную скорость на стационарном катализаторе. Разгрузка катализатора и пуск системы на свежем катализаторе производятся очень легко. Катализатор не регенерируют. [c.118]

Здесь мы ограничимся лишь кратким рассмотрением этo гo типа реактора, который применяют главным образом в процессах Фишера — Тропша. Такой аппарат обычно представляет собой вертикальную колопну, заполненную жидкой средой, я в-ляющейся в ряде случаев продуктом реакции. В этой среде диспергированы мелкие частицы твердого катализатора, воздействующего на реагирующие газы, которые барботируют через суспензию, взаимодействуя между собой. Механизм процесса зависит от природы этих газов, которые в ачале растворяются з жидкости, а затем диффундируют к поверхности твердых [c.21]