Реакторы со стационарным катализатором

Обычно отрицательный тепловой эффект расщепления перекрывается положительным тепловым эффектом гидрирования. Естественно, экзотермический тепловой эффект суммарного процесса тем больше, чем выше глубина гидрокрекинга (табл. 10.17). Поэтому при его аппаратурном оформлении обычно предусматривается возможность отвода избыточного тепла из зоны реакции, чтобы не допустить перегрева реакционной смеси. При использовании реакторов со стационарным катализатором последний насыпают несколькими слоями так, чтобы между ними можно было осуществить охлаждение потока (обычно частью холодного ВСГ). [c.589]

I — печь нагрева сырья П-2 2 — реакторы со стационарным катализатором Р-2, Р-3 и РЧ 3 — печь дополнительного нагрева П-201 [c.871]

Описание процесса. Процесс, схема которого показана на рис. 20, состоит из трех ступеней гидрирование бензина пиролиза пропусканием его вместе с водородом нисходящим потоком через реактор со стационарным катализатором стабилизация гидрированного бензина в отпарной колонне вторичная перегонка бензина. Для использования в качестве компонентов смешения целесообразно получать две фракции легкий и тяжелый бензины. К товарным бензинам добавляют антиокислитель типа фенилендиамина. [c.50]

Разновидностью реактора со стационарным катализатором является жидкофазный реактор со взвешенным слоем катализатора (рис. 3). [c.98]

Реакторы со стационарным катализатором [c.101]

Рис.14. Эскиз промышленного реактора со стационарным катализатором

Объемная скорость подачи сырья измеряется отношением объема жидкого сырья, подаваемого в реактор в течение 1 ч, к объему катализатора, находящегося в реакционной зоне. Этот термин применяется для реакторов со стационарным катализатором или со сплошным подвижным слоем шарикового катализатора. Объемная скорость измеряется в м /(м -ч) или ч . В промышленных условиях этот показатель изменяется от 0,6 до 3 Ч . Для каталитического крекинга с кипящим слоем катализатора вместо объемной скорости пользуются весовой скоростью подачи сырья, которая определяется отношением массы сырья, подаваемого в реактор, к массе катализатора. Единица измерения весовой скорости т/(т-ч) или ч . Обычно весовая скорость подачи сырья изменяется от 0,5 до 2,5 ч-. [c.7]

Удельная производительность процесса составляет 60— 80 г л час, т. е. в 15—20 раз выше, чем при синтезе над Со—ТЬО катализаторами. Реакторы с ожиженным слоем катализатора могут иметь большую производительность так, один такой реактор по выпуску продукции может заменить несколько десятков обычных реакторов со стационарным катализатором. Некоторые показатели процесса приведены в табл. 47. [c.264]

Принципиальная схема процесса дана на рис. 102. Исходный газ синтеза, циркуляционный газ и циркулирующее охлаждающее масло проходят прямотоком через реактор со стационарным катализатором. Охлаждающее масло в верхней части реактора отделяется от газов и паров и вновь вводится в цикл. В первых опытах применяли осажденные железные катализаторы в виде гранул и таблеток. Эти катализаторы имели высокую активность, но уже после непродолжительной работы разрушались под действием охлаждающего масла. В последующих опытах применялся катализатор, приготовленный сплавлением магнетита с соответствующими промоторами. Хотя этот катализатор оказался менее активным, чем осажденные железные катализаторы, он обладает высоким сопротивлением раздавливанию и не размельчается под действием масла. Для охлаждения применяли масло, кипящее при атмосферном давлении в пределах 300—450°. Следовательно, большая часть тепла реакции снималась за счет нагревания масла, а не за счет его испарения. Скорость циркуляции охлаждающего масла подбирали так, чтобы повышение температуры охлаждающего масла при прохождении через слой катализатора составляло не более 15°. Циркуляцию холодного газа применяли для того, чтобы вода, образовавшаяся при синтезе, сконденсировалась и не возвращалась в цикл. [c.345]

Для реакторов со стационарным катализатором применяются два основных способа отвода тепла экзотермических реакций и регулирования температурного режима в зоне реакции. [c.165]

Дальнейшее совершенствование промышленных систем гидрокрекинга тяжелого жидкого сырья пошло по двум технологическим путям. Первый путь заключался в применении высокоактивных и селективно действующих гранулированных катализаторов, способствующих образованию газов деструкции, в которых преобладают пропан и бутаны. Это позволяет уменьшить расход водорода на образование газа и процесс гидрокрекинга в целом. Первый путь привел к модернизации блока реакторов со стационарным катализатором — от многореакторных систем перешли к одному или двум реакторам значительно большего диаметра. Предусматривалась также возможность периодической регенерации катализаторов в реакторах установки. Указанные [c.273]

Для повышения экономичности процесса необходимо также ускорить освоение технологических схем и усовершенствование реакторов и регенераторов гидрокрекинга низкого давления (30—50 ат) с движущимися циркулирующими микросферическими катализаторами. Продукты гидрокрекинга низкого давления (при 30—50 от), по-видимому, потребуется дополнительно подвергать гидрогенизационному облагораживанию в комбинированных системах. Эти системы должны иметь реактор со стационарными катализаторами для первичного жидкопарофазного гидрокрекинга и дополнительный второй реактор также со стационарным катализатором для парофазного изомеризующего гидрокрекинга. Комбинированные установки гидрокрекинга сыграют большую роль в будущем. В комбинированных системах смогут также сочетаться реакторы парофазной и жидкофазной ступеней процесса со стационарными и с суспендированными высокоактивными катализаторами, имеющие общую систему циркуляции водородсодержащего газа. Большое значение в будущем, по-видимому, приобретут разработки систем, сочетающих гидрокрекинг, при котором предусмотрена специальная подготовка тяжелого сырья, с установками каталитического крекинга, предназначенными для переработки гидрооблагороженных газойлей, полученных в процессах гидрокрекинга. [c.349]

Исходя из того что процесс гидрокрекинга экзотермичен, при его аппаратурном оформлении предусмотрена возможность отвода избыточного тепла из зоньг реакции, чтобы не допустить перегрева реакционной смеси. При использовании реакторов со стационарным катализатором последний насыпают несколькими слоями так, чтобы между ними можно было бы осуществить охлаждение потока (обычно холодным циркуляционным газом). При этом для гидрокрекинга дистиллятного сырья на бифункциональном катализаторе рекомендуется некоторый общий подъем температуры по мере прохождения сырьем слоя катализатора. Для остаточного сырья сделать это сложнее, так как рабочая температура процесса выше, устанавливать режим постепенного подъема температуры в реакторе опасно и для самого процесса, и для металла реактора. Пониженная начальная температура также нежелательна, потому что катализатор здесь менее активен и потребуется заметно увеличивать объем реакционной зоны. [c.75]

Процесс каталитического облагораживания ведется в такой же аппаратуре, что и каталитический крекинг, отличаются только режимы. Алюмосиликатиая обработка бензинов ведется обычно при более низких температурах, чем крекинг, и прп несколы о повышенных давлениях (порядка 3—3,5 ати), если процесс ведется в сменно-цикличных реакторах со стационарными катализаторами. При облагораживании бензинов в системах с реакторами шахтного типа, а также с псевдожидкими катализаторами давление поддерживается такое же, как и при крекинге. [c.281]

Кейс [36] сообщает, что в условиях синтеза углеводородов из СО и На в современных тёплообменных реакторах со стационарным катализатором разница между температурой газа и поверхностьн> контакта сбставлЯет в среднем от 27,7 до 55,5° С и в отдельных, точках намного выше. [c.130]

По данным ИОКЭ, время контакта в промышленных аппаратах колонного типа составляет 5 ч, а в лабораторных реакторах с интенсивным перемешиванием — лишь /а ч. В правильно сконструированных промышленных реакторах со стационарным катализатором и интенсивным перемешиванием (циркуляцией) сырья высокая скорость гидрирования должна сохраниться. Следует, однако, учитывать, что з. реакторах со стационарным катализатором подаваемый водород не может быть полностью иопользован ввиду его загрязнения газообразными продуктами распада, в том числе метаном, углекислотой, а та е балластным азотом. После того как концентрация газообразных продуктов распада достигнет в газовой фазе 20%, скорость процесса снижается настолько, что загрязненный водород необходимо вывести из реактора. [c.97]

Продукты гидрирования из реактора со стационарным катализатором после охлаждения, отделения циркуляционного газа и сброса давления поступают на рехлтификацию в атмосферную колонну. [c.230]

При работе по комбинированному методу были применены следующие условия температура на выходе из реакщюнной части трубчатого реактора 470°, давление 350 ат, время контакта 3 мин., производительность единицы реахщионного объема 2,5 кг/л час, количество циркуляционного газа 8% вес. от рабочего сырья, катализатор — железный, на угольной ныли температура в реакторе со стационарным катализатором 400°, давление 350 ат, производительность единицы реакционного объема 2 кг/л час, дополнительно водород на циркуляцию не подается, катализатор — сернистый вольфрам в гранулах. [c.230]

Уже в 1970 г. фирма US Industrial hemi als пустила в Ла-Порте (США, штат Техас) первую промышленную установку окислительной этерификации этилена в газовой фазе мощностью 136 тыс. т винилацетата в год. Процесс проводится в трубчатых реакторах со стационарным катализатором, срок службы которого без перегрузки превышает 3 года [4, 6, 7]. [c.112]

В Процессе фирмы SNAM-Progetti (Италия) используют [41] реактор со стационарным катализатором, отличающимся высокой селективностью и длительным сроком службы. Процесс осу- [c.128]

Пропилен поступает в реактор со стационарным катализатором. Выходящие продукты проходят последовательно две колонны, в которых удаляют непрореагировавший пропилен и углеводороды С4—С5. После этого продукты подвергают четкой ректификации сверху отбирают 4-метилпентен-1, а снизу смесь изомерных гексанов с примесью высших полимеров пропилена. Получаемый товарный продукт содержит 97,4% 4-ме-тилпентена-1. Процесс проводят при 100—250 °С (обычно при 140—170 °С), 0,35—50 МПа (предпочтительно 5—12 МПа) и объемной скорости подачи пропилена 0,1—5 ч . [c.118]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология