Дезактивация слоя катализатора

Изменение объёмной скорости подачи сырья сказывается в большей степени на реакциях гидрокрекинга, чем на реакциях ароматизации углеводородов. Так, если при увеличении объёмной скорости подачи сырья скорость реакций гидрокрекинга уменьшается быстрее, чем скорость реакций ароматизации, то при снижении объёмной скорости наблюдается обратная картина - увеличение скорости реакций гидрокрекинга происходит быстрее, чем реакций ароматизации. Поэтому при снижении объёмной скорости подачи сырья необходимо снижать температуру процесса. Поправка на температуру при изменении объёмной скорости дана на графике рис. 2.15 и не зависит от жёсткости процесса. Работа при объёмной скорости подачи сырья в пределах 1,0-2,0 ч характеризуется минимальной скоростью дезактивации катализатора. Снижение объёмной скорости подачи сырья ниже 1,0 ч также, как и увеличение её выше 2,0 ч приводит к увеличению относительной скорости дезактивации катализатора - при малой объёмной скорости по причине значительного развития реакций гидрокрекинга, при большой объёмной скорости - вследствие увеличения количества пропускаемого через слой катализатора сырья. [c.22]

Дезактивация слоя катализатора [c.117]

Главный недостаток рассмотренных упрощенных представлений кинетики в том, что ош требуют экспериментального определения параметров уравнений для каждого вида сырья. Данные, полученные методами формальной кинетики могут быть использованы для построения упрощенных моделей слоя катализатора с привлечением необходимых параметров по влиянию дезактивации на кинетику реакций. Пример такого применения будет рассмотрен в гл. 3. [c.78]

Усовершенствование и интенсификация процессов со стационарным полиметаллическим катализатором позволили за счет снижения давления, оптимизации температуры и распределения объема катализатора по реакторам увеличить октановое число до 100 пунктов (И.М.). Однако резкое возрастание коксообразования приводило к быстрой дезактивации катализатора, снижению селективности процесса и, в конечном счете, к сокращению продолжительности работы циклов, что резко снижало экономические показатели комбинированного завода. Сутки простоя такого НПЗ связаны с потерей продукции на один и более миллионов рублей. Риформинг с подвижным слоем катализатора позволяем увеличить календарное время работы установки в 3-4 раза и создать условия бесперебойной работы всего комбинированного завода в течение 3- 4 лет. Непрерывная или периодическая регенерация повышает равновесную активность катализатора, способствует углублению процесса, росту его селективности и увеличению качества и выхода водорода в 1,5- 2,5 раза. [c.160]

Дезактивация катализатора приводит к изменению во времени концентрации и температуры в каждой пространственной точке реактора. При быстрой основной реакции реактор работает в нестационарном режиме, причем образуется реакционная зона, перемещающаяся вдоль слоя катализатора. В зависимости от скорости движения дезактивированной части можно изменять во времени переменные соотношения реагентов и их концентраций, температуры входящих потоков и теплоносителя, времени контакта. В реальных условиях обратимое изменение состояния катализатора сопровождается необратимым [203]. [c.149]

Образование каналов может сильно повлиять на эффективность работы реактора задолго до возникновения высокого перепада давления. В таких случаях часто предполагают, что снижение эффективности реактора произошло в результате дезактивации катализатора, не понимая, что слой катализатора, хотя и очень активного, не эффективно контактирует с сырьем. [c.130]

В реакторах с кипящим слоем также происходит увеличение объема и разрушение частиц катализатора, но здесь по крайней мере не может иметь место закупоривание реактора, и процесс не прерывается. Основным недостатком разрушения катализатора является унос его мелких частиц из реактора, и, несмотря на высокую эффективность циклонов, происходит засорение аппаратов, в которые поступает газ из реактора. В настоящее время точно не установлено, ведет ли образование углистых частиц к дезактивации железных катализаторов. Так как реакция протекает в диффузионной области (скорость зависит от размера гранул катализатора), то возможно, что разрушение гранул в некоторой степени компенсирует процесс его дезактивации. [c.178]

В процессе крекинга наряду с газообразными углеводородами, бензином и другими целевыми продуктами образуется кокс, который накапливается на поверхности катализатора. Вследствие экранизации активных центров алюмосиликата коксовыми отложениями активность катализатора быстро снижается. Эта дезактивация является обратимой, так как после окислительной регенерации первоначальная активность катализатора полностью восстанавливается. Влиянию продолжительности цикла крекинга (или длительности работы катализатора) на показатели процесса посвящены исследования [87, 119—120]. Под терминами продолжительность цикла крекинга , длительность работы катализатора или продолжительность использования катализатора понимается время от начала до окончания контакта катализатора в реакторе с парами сырья и реагирующей смеси. В системах с движущимся слоем это время совпадает с продолжительностью пребывания частицы катализатора в реакционной зоне. В этом случае длительность работы катализатора зависит от объема реакционной зоны и количества циркулирующего катализатора. В реакторах со стационарным слоем катализатора длительность его работы совпадает с продолжительностью цикла крекинга. [c.95]

Отмеченные во вводной части проблемы возникают и в реакторах санитарной очистки отходящих газов, когда содержание органики в них оказывается выше критической концентрации. В этом случае адиабатический разогрев в зернистом слое катализатора может привести к его дезактивации. Для обеспечения условий более благоприятного течения отмеченных реакций нами, как уже отмечалось, были предложены принципиальные варианты конструкции вихревого реактора-теплообменника, в которых, кроме температурного окисления кислородом воздуха, в качестве катализатора может быть использована как внутренняя поверхность стенки собственно материала труб или специально нанесенные на нее катализаторные покрытия, так и газообразная или жидкая фазы. [c.127]

Катализаторы низкотемпературной конверсии СО восстанавли-, вают обычно водородом или окисью углерода, разбавленными инертным газом. Реакция идет с выделением тепла. Так, при объемной скорости 600 ч и температуре на входе в реактор 200 °С с увеличением содержания в азоте до 1% температура в реакторе может повыситься на 25 С, а с увеличением содержания На до 10% — на 250 °С. Необходим строгий контроль за содержанием На в инертном газе и температурой в слое катализатора, которая не должна превьппать 225 °С (при более высокой температуре происходит спекание катализатора и его дезактивация). [c.185]

Большим преимуществом полиметаллических катализаторов является то, что скорость их дезактивации значительно меньше, чем монометаллического платинового катализатора. Это позволяет снизить давление в процессе до 1,4—1,5 МПа при работе со стационарным слоем катализатора и до 0,8—1,2 МПа в системах с движущимся катализатором. Со снижением давления селективность процесса повышается, особенно при переработке сырья с высоким содержанием парафиновых углеводородов. При этом возрастает роль реакций дегидроциклизации 50—60% ароматических углеводородов получают из парафиновых. [c.145]

Высокое остаточное содержание СО в дымовых газах регенерации приводит к частичному догоранию СО в разреженном слое катализатора, в циклонах и даже в линии дымовых газов, что часто обусловливает резкое повышение температуры в куполе регенератора, вызывает прогар оборудования и необратимую дезактивацию катализатора. [c.103]

Газы из скруббера вновь нагреваются в газоподогревателе со 140 до 230°. Такая температура исключает возможность конденсации серы в слое катализатора, что привело бы к его дезактивации. [c.534]

В процессах со стационарным слоем катализатора вследствие отложения кокса и примесей происходит постепенная его дезактивация. Для поддержания заданной степени конверсии и сохранения качества получаемой продукции постепенно повышают температуру реакции. Таной технологический прием возможен только для гидрообессеривания остаточного сырья, так как при гидрокрекинге (когда установка рассчитана на максимальную конверсию) увеличение температуры вызывает быстрое закоксовывание реактора. [c.113]

Далее дезактивация протекает относительно медленно, профили активности, концентрации и температуры перемещаются вдоль слоя катализатора. [c.153]

Температуру регенерации необходимо регулировать, так как действие температуры выше 590° С вызывает необратимую дезактивацию катализатора. Согласно описанию [19] регенератор представляет собой цилиндрический аппарат с перфорированным коническим днищем, содержащий непрерывный слой катализатора. Отработавший катализатор подают в верх аппарата, а горячую смесь воздуха с дымовым газом продувают через перфорацию конуса со скоростью около 0,625 м кг катализатора. Регенерированный катализатор периодически выводится с низа конуса (через специальный разгрузочный клапан) без прекращения процесса регенерации. [c.323]

Кроме того, подобная обработка перед окислением кокса обеспечивает защиту оборудования от коррозионного разрущения [176]. На зарубежных установках реакторы риформинга перед регенерацией вакуу-мируют, используя несколько вариантов [177]. Так, на одной установке в течение ряда лет проводят полную откачку реакторов ри рминга вначале слой катализатора в реакторе охлаждают до температуры г 400 °С и откачивают дважды, продувая азотом. Затем устанавливают заглущку и еще раз откачивают. На другой установке катализатор предварительно охлаждают. В этом случае возникает опасность подсоса воздуха на горячий катализатор и его локальный перегрев с дезактивацией. При низком давлении риформинга возникает другая опасность — вакуумирование при высоких температурах может вызвать деформацию реактора. Поэтому устанавливают регулирующие клапаны и продувают при низком давлении, чтобы сократить продолжительность операции. [c.99]

Дпя обработки результатов исследования процессов каталитического гидрооблагораживания по упрощенной и вполне доступной методике в качестве первого этапа следует идентифицировать кинетическую модель (см. т. 2). Следующий этап - изучение закономерностей дезактивации слоя катализатора в соответствии с методическими принципами, изложенными выше. Дпя обработки данных экспериментов от обоих этапов исследования может быть предложено соответствующее математическое описание в виде системы уравнений, связывающих изменение содержания серы в потоке по высоте слоя катализатора с отложешем металлов и времени работы слоя. [c.142]

В последние годы появилось значительное число публикаций, посвященных.решению проблем математического моделирования слоя катализатора с учетом дезактивации, факторов массоперено кинетики основных реакций и пр. В ряде случаев эти модели включают многие показатели физико-химической характеристики сырья i каиализагора вытекающие из необходимости численного решения уравнений, описывающих распределение оров пи радиусу гранулы и по высоте [c.141]

Т]хе К]= (У1и)к 8с = (К/и)/г, = ( к Гк зЛ/йс)/рс функции дезактивации Ф, = 1/(1-нЛдЛО Ф, = 1/(1 4-Л меЛ/) граничные условия 1=0, М=0 1 = 0, 5 = 5с, Ме=Мес, Тк = iAк безразмерньШ срок службы катализатора е=//1 -безразмерная длина слоя катализатора 5 = 818 . - безразмерная концентрация [c.142]

Технологический режим. Основные технологические параметры риформинга — объемная скорость подачи сырья, давленпе, кратность циркуляции водородсодержащего газа, максимальная температура процесса, а для установок с движущимся слоем катализатора — производительность узла регенерации, выбираются при проектировании установок. Объемная скорость подачи сырья составляет 1,5—2 ч- . Частные объемные скорости по ступеням реакции, число ступеней (обычно в пределах 3—5) выбираются с учетом качества сырья и требований к качеству катализата. Для современных установок характерно неравномерное распределение катализатора по реакторам. Для трехреакторного блока распределение катализатора составляет от 1 2 4 до 1 3 7, для четырехреакторного она может быть, например, 1 1,5 2 5 5. Снижение скорости подачи сырья приводит к уменьшению селективности процесса, понижению выхода катализата н водорода, повышению выхода углеводородно/о газа, снижению концентрации водорода в циркуляционном газе. Снижение рабочего давления риформинга повышает селективность процесса (рис. 2.2.3), способствуя реакциям ароматизации п. подавляя гидрокрекинг. Однако при снижении давления увеличивается скорость дезактивации катализатора за счет накопления на нем кокса (рис, 2,24, а). Первые промышленные установки каталитического риформинга были рассчитаны на рабочее давление 3,5—4 МПа. Применение стабильных полиметаллических катализаторов позволило снизить давление до 1,5—2 МПа на вновь проектируемых установках с неподвижным слоем катализатора и до 0,7—1,2 МПа на установках с движущимся катализатором. На действующих установках риформиига замена алюмоплатиновых катализаторов на полиметаллические позволяет снизить рабочее давление с 3,0— [c.132]

Отметим, что построенная кинетическая модель нестационарного процесса должна будет удовлетворительно количественно описывать поведение катализатора, например, при изменяющихся условиях па входе в реактор — это давление, состав, температура, нагрузка, при циркуляции катализатора в реакторах с псевдоожпжен-ными слоями катализатора и работающими в режиме иневмотранс-порта, при активации и дезактивации поверхности катализатора, при быстрых и медленных изменениях характеристик реакционной смеси. Построение такой кинетической модели требует больших затрат и высокой квалификации специалистов разного профиля — фи- [c.226]

Одним из путей интенсификации риформинга со стационарным слоем катализатора, как было отмечено выше, является снижение давления и повышение температуры процесса, что способствует углублению реакции ароматизации, а следовательно, и повышению октанового числа бензинов. Однако при этом происходит резкое возрастание коксообразования, которое приводит к быстрой дезактивации катализатора, снижению селективности процесса н, в конечном счете, к сокращению продолжительности рабочих циклов. Разработка и внедрение более стабильных катализаторов, обеспечивающих довольно длительный межрегенерационный период эксплуатации установок при низко.м давлении, сыграли важную роль в совершенствовании процесса риформинга с ПРК. Однако возможности повышения стабильности катализатора не безграничны, поэтому возникла необходимость освоения принципиально новай технологии с непрерывной регенерацией катализатора - процесса риформинга с НРК. [c.73]

Важной задачей проектирования таких реакторов является расчет высот слоев катализатора, каждый из которых должен обеспечивать одинаковое действие катализатора. Если действие катализатора неодинаково, то происходит его быстрая дезактивация и нарупгается тепловой режим. При этом снижается степень превращения или образуются нежелательные высшие кетоны. [c.269]

Другой причиной повышения гидравлического сопротивления труб может явиться отложение на катализаторе минеральных солей, которые попадают с паром, если он недостаточно высокого качества. Неравномерность распределения газового потока (как и дезактивация части катализатора) приводит к тому, что количество тепла, необходимое для подогрева парогазовой смеси и протекания реакции, становится различным (в одном сечении) для разных труб. В результате нарушаются условия передачи тепла в слой катализатора, на труг бах появляются светлые и темные пятна пли вся труба становится более светлой. Еслп катализатор частично разрушился, размер пятен постепенно увеличивается и труба приобретает малпновып цвет. П]ятна на реакционных трубах могут появиться и вследствие осаждения углерода на катализаторе, без его разрушения, тогда они исчезнут после обработки перегретым паром. Перегрев реакционных труб может вызвать их разрыв, особенно на установках, работающих при повышенном давлении (иногда причиной перегрева труб может быть механическое забивание газоподводящих труб или шайб на входе в реакционные трубы). [c.187]

Из ркс, 59 видно, что при принятых объемных скоростях практически равновесная концентрация СО достигается уже в средних слоях катализатора, и возможна нормальная работа реакторов при частичной дезактивации катализатора. Более быстрая конверсия в полоч-реакторе обусловлена только более высохшм содержанием 1 1 в исходном газе /90/. [c.207]

Прямое гидрообессеривание нефтяных остатков можно проводить в псевдоожиженном или стационарном слое катализатора как с предварительной подготовкой сырья, так и без нее. Выбор схемы переработки зависит в основном от способности катализатора длительное время сохранять активность и селективность. Содержащиеся в нефтяных остатках асфальтены характеризуются высоким содержанием металлов, что в значительной степени усиливает дезактивацию катализатора, используемого в процессах гидрообессе- [c.254]

Частая периодическая регенерация непосредственно в реакторе применяется на установках гидроформинга со стационарным слоем катализатора вследствие специфических условий, способствующих усиленному коксообра-зованию. Продолжительность рабочего цикла зависит от скорости дезактивации катализатора и обычно лежит в пределах 8—16 час. При регенерации протекает не только регулируемый выжиг кокса и серы с алюмомолйбденового катализатора, но и регулируемое повторное окисление и восстановление молибдена. [c.217]

Если через закоксованный слой катализатора продувать воздух, нагретый до температуры, достаточной для возгорания кокса (около 500°С), то при соприкосновении воздуха со слоем катализатора начинается выжигание кокса, сопровождающееся образованием участков ипи целого фронта местного перегрева. Миграцию этих участков вдоль слоя можно контролировать с помощью термопары. При чрезмерном подъеме температуры, вызванном высокой скоростью подачи воздуха, может произойти дезактивация катализатора и даже прогорание стальных стенок аппарата. Во избежание разрушения каташ -затора в процессе регенерации следует контролировать подачу кислорода путем использования скользящей термопары или нескольких термопар, расположенных вдоль слоя. [c.22]

Гидрогенизат глубокой гидроочистки целесообразно подвергать каталитическому риформированию. Процесс глубокой гидроочист-ки вторичных бензинов осложняется высоким тепловым эффектом реакции и быстрой дезактивацией катализатора. Для предотвращения перегрева и дезактивации катализатора применяется полоч-, ный реактор, в который между слоями катализатора вводится смесь холодного циркулирующего водородсодержащего газа и рециркулята (гидроочищенного бензина). [c.274]

Высокая активность платиносодержащих катализаторов может стать препятствием при очистке отходящих газов от примесей органических веществ для производств, функционирующих в нестационарном режиме работы с наличием залповых выбросов примесей. В этих случаях в адиабатических реакторах термокаталитической очистки отходя1цего газа происходит интенсивный разогрев слоя катализатора, приводящий к повышению температуры катализатора на 600-800°С сверх установленного рабочего режима. Так, при пропускании через слой катализатора АП-56 модельной паровоздушной смеси с концентрацией паров изопентана 0,272 гмоль/м (37,8 г/м ) при объемном расходе 20 ООО ч наблюдался скачок температуры величиной 640°С степень окисления изопентана составила при этом 98,8%. При дальнейшем увеличении концентрации окисляемой примеси происходило раскаление частиц катализатора с изменением их цвета от черного до ярко-красного. Длительное воздействие на катализатор столь высоких температур может привести к дезактивации катализатора [43]. [c.32]

Проведенные исследования показали, что при длительном воздей-СТ1ШИ водяного пара на железохромовый катализатор СТК-1-7 практически не наблюдается снижение активности и механической прочности ка -ализатора и он может быть рекомендован для промышленной очистки отходящих газов от органических веществ, в частности для очистки выбросов производства фенола и ацетона от паров изопропилбензола. Стабильность свойств железохромового катализатора СТК-1-7 при воздействии на него водяного пара позволяет также решить проблему автоматического регулирования температурного режима в слое катализатора в промышленном реакторе путем подачи в него распыленной воды (конденсата) [44]. При аварийных залповых выбросах, когда за счет роста ко нцентрации органических веществ резко возрастает температура слоя кагализатора, что может привести к его дезактивации, дозированное впрыскивание конденсата может 1Юкально понизить температуру реакционной смеси до допустимых величин [38-40]. [c.50]

Все пространство корзины должно быть заполнено катализатором с учетом возможной усадки. После заполнения катализаторная корзина перекрывается кольцевой крышкой для обеспечения движения парогазовой смеси между стенками реактора и корзины сверху вниз. Далее движение потока происходит через слой катализатора по радиусу от стенки реактора в перфорированную центральную трубу по всей ее высоте с выходом продуктов реакции через нижний люк. После заполнения реакторы закрываются и катализатор хранится до пуска под азотной подушкой. В работе используют только один реактор Пакол. Второй подключают в режим работы только в связи с выключением пер вого после дезактивации катализатора. Разогрев катализатора в нем осуществляют ВСГ, циркулирующим через резервную печь Г-302 по соответствующей схеме. После разогрева до необходи мой температуры, реактор включают в схему нормальной эксплуатации, а печь Г 302 выводят из режима работы. Реактор готовят к выгрузке отработанного дезактивированного катализатора и загрузке свежего. [c.313]

Диалкилалюминийхлориды вначале казались мало приемлемыми для синтеза а-олефинов, так как в результате реакций достройки и вытеснения образуются. смесн а-олефинов, включая низший член этого ряда, температура кипения которого определенная и не может быть изменена по желанию, как это имело место у соединений типа RsAlOR. Полного отделения олефина от диалкилалюминийхлорида можно добиться с помощью добавки хлористого. калия. Если обрабатывать продукты реакции вытеснения и дезактивации триалкилалюминиевого катализатора хлористым калием, взятым в количестве, эквивалентном содержанию хлорида, то смесь разделяется на два слоя нижний слой представляет собой ЩАШгСЬ] и верхний слой — олефин. При этом основное количество коллоидального никеля переходит в олефиновый слой и вместе с ним отделяется от нижнего слоя. Так как по ориентировочным опытам расщепление этой комплексной соли идет с трудом, то отделение диалкилалюминийхлорида таким способом имеет смысл только тогда, когда комплексную соль можно вновь применять для реакции достройки. Поэтому было исследовано,. можно ли комплекс диалкилалюминийхлорида с хлористым калием и добавкой небольшого количества триалкилалюминия снова использовать для проведения реакции достройки. Это оказалось возможным, но требовало условий, при которых проведение реакций достройки затруднено из-за возможных побочных реакций. Эти опыты следует ставить со свежей, еще свободной от никеля комплексной солью, так как даже незначительное содержание остаточного никеля в комплексе, полученном в ходе отделения олефина, препятствует реакции достройки. [c.227]

Исследование закономерностей дезактивации катализаторов в провессе их использования и особо в процессах переработки тяжелых остаточных видов сырья в стационарном слое катализатора весьма важно. [c.78]

Из приведенных в табл. 4.5.21 данных следует, что селектш ность жидкофазного алкилирования в реакторе со стационар ным слоем катализатора довольно высока. Суммарный выхо о-крезола и 2,6-ксиленола с учетом рециркуляции образующегос анизола может достигать 90—95%. Вместе с тем применение даь ного процесса в промышленности вызывает серьезные затрудн( ния, обусловленные прежде всего быстрой дезактивацией окис алюминия в данных условиях, по-видимому, в результате гидратг [c.253]

Авторы приводят также пример глубокого обессеривания при низком давлении 53%-ното мазута нефти Сеуты, содержавшего 2,12% серы, 24 рр/ никеля и 258 ррл. ванадия. Пробег был проведен на установке с двумя слоями катализатора в первом Е, во втором А. Условия процесса не сообщаются. Они подбирались так, чтобы дезактивация обоих катализаторов шла с одинаковой скоростью. Первая ступень давала продукт с 1,0% серы, вторая - с 0,3%, при этом в первой ступени удалялось 55% всей серы и 57% металлов, во/ второй ступени - 7 0% оставшегося количества серы и только 27% оставшихся металлов. Соотношение скоростей деметаллизации и обессеривания в первом реакторе было 1,03, во втором - 0,38, т.е. подбором условий процесса и катализаторов можно изменять это соотношение в довольно широких пределах. [c.38]

Для вычисления срока службы катализатора использовали кинетическое уравнение Л -го порядка (2). При этом авторы (40] измеряли разность температур в слоях катализатора (по ходу сырья) за счет экзотермичности реакции. По мере того, как первый слой дезактивировался, наибольшая разница в температурах смещалась во второй, затем в третий. Расчетное количество дезактивированйого катализатора совпадав по с экспериментально найденным удовлетворительно, за ио-ключением начальных периодов работы. Полная дезактивация достигалась при отложении 3 г ванадия на 100 г свежего катализатора. [c.47]

Проточные реакторы со стационарным слоем катализатора используют для гидрирования суспензий угля. Получены противоречивые результаты [34—36]. В настоящее время ряд групп исследователей для изучения процессов переработки угля разрабатывает реакторы полного перемешивания, используя реактор Карберри как прототип [37—39]. На таком реакторе могут быть получены более обширные данные, чем на реакторе периодического действия. Так, реактор может быть предварительно разогрет с катализатором, растворителем и газообразным реагирующим веществом. Затем возможно ввести твердое реагирующее вещество в виде суспензии и на свежем катализаторе определить начальную скорость реакции. После проведения реакции непосредственно собирают данные по дезактивации катализатора. При высоких скоростях перемешивания можно измерить селективность при различных степенях превращения. [c.107]

Значение проблемы отравления для катализаторов метанирования может быть уяснено по оценке сроков службы катализатора, содержащего 25% Ni (табл. 17-2), вычисленных из следующих допущений. Об адсорбции из потока реагентов имеются количественные данные. Отработанный сульфидиро-ванный катализатор неактивен. Фронт дезактивации перемещается вдоль слоя катализатора, и катализатор должен быть заменен, когда 50% слоя будет отравлено серой. При содержании сероводорода в реакционном потоке, равном 10 млн , сульфид образуется на поверхности в течение 5 сут, тогда как в течение 20 сут 50% Ni полностью превращаются в объемный сульфид NiS. Только в интервале концентраций H2S 0,1 — [c.233]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология