Катализатор производительность

При синтезе метанола из газовой смеси Нг—СО—СОг основное количество метанола (70—80% масс.) получается через диоксид углерода (реакции е, /), остальное — из исходного оксида углерода. Снижение количества образовавшегося метанола и его стабилизация (линия 5—6 на рис. 2.8) обусловлены компенсационным эффектом диоксид углерода ускоряет процесс образования метанола, а вода (продукт гидрирования СОг) — снижает. Так, при отключении подачи диоксида углерода активность катализатора резко понижалась (см. рис. 2.8, точки 12, 13) и только после 6—8 ч устанавливалась на прежнем уровне (линия 13—14). Это объяснялось тем, что при отключении подачи диоксида углерода образование метанола по реакциям е, / прекращалось, а реакционная вода еще не успевала полностью десорбироваться в силу ее высокой адсорбционной способности [90]. После удаления воды с поверхности катализатора и установления равновесия в системе Нг—СО — катализатор производительность катализатора по метанолу возвращалась к первоначальной (см. рис. 2.8, линия 13—14). [c.69]

Пример 9. 1. Определить необходимое количество синтетического алюмосиликатного катализатора в реакторе и диаметр реактора для установки каталитического крекинга с циркулирующим пылевидным катализатором производительностью по сырью (керосино-соляровой фракции) 1200 т/сутки. [c.179]

Природные алюмосиликатные катализаторы, приготовленные из естественных или активированных глин, дают меньший выход бензина худшего качества и в процессе эксплуатации быстро теряют активность. Поэтому природные алюмосиликаты используются в ироцессе каталитического крекинга лишь при условии производства бензинов пониженного качества. Но и в этом случае применение синтетических алюмосиликатов может оказаться экономически целесообразным, так как в присутствии более активного катализатора производительность установки по готовому бензину резко повышается за счет большего выхода бензипа па перерабатываемое сырье и увеличения скорости подачи сырья. Получаемый бензиновый дистиллят может применяться в производстве товарных автомобильных бензинов без дополнительной обработки. [c.208]

На установке каталитического риформинга с платиновым катализатором производительностью 60 ООО кг/ч по сырью перерабатывают фракцию 120—180°С (d =0,772 7 р=601 К Ркр=2,50 МПа Ai = 133). Определить размеры реакторов, если известно давление и средняя температура в реакторе 2,02 МПа и 500 °С объемная скорость подачи сырья <и=1,0 ч объем циркулирующего водорода 1500 м /м сырья линейная скорость движения паров сырья и циркулирующего газа и=0,5 м/с на установке шесть реакторов, соединенных последовательно по три. [c.181]

Для испытания катализаторов с различной насыпной массой в процессе крекинга тяжелого дистиллята выбрано два образца (см. табл. 9) № 6 (550 г/см ) и 7 (836 г/см ). Опыты проводились на непрерывно действуюш,ей установке крекинга с кипящим слоем катализатора производительностью 36 кг/сут по сырью. 15 качестве сырья взят дистиллят со следующими характеристиками [c.225]

Пример 9. 5. Определить объем инертного газа, вводимого в стояк регенератора для доведения плотности катализатора до = 550 кг/м на установке каталитического крекинга с циркулирующим пылевидный алюмосиликатным катализатором производительностью 1700 т/сутки вакуумного отгона. Кратность циркуляции катализатора равна 5, насыпная плотность его = 750 кг/л , плотность инертного газа (дымовых газов) при нормальных условиях Ог = = 1,29 кг/м . [c.187]

В аппарате, имеющем вид парового котла (рис. 1Х-57), сгорает 60—70% сероводорода, причем образуются 5, 502 и НгО. Далее процесс проводится в двух последовательно установленных контактных аппаратах (катализатор — боксит) при температуре 350°С. В первом из них реагирует большая часть НгЗ и ЗОг с образованием серы, а во втором реакция доводится до конца (суммарный выход 90—98%). В старой установке без отбора теплоты котлом выход был равен только 70—85% вследствие перегрева катализатора. Производительность современной установки в расчете на 1 м катализатора возросла приблизительно в 100 раз. На 1 т серы дополнительно получается 2,6 т пара давлением 5—20 ат. Необходимость улавливания Нг5 из отходящих газов нефтехимических производств создала новые перспективы использования метода Клауса и обусловила его интенсификацию. [c.402]

Пример 9. 3. Определить температуру сырья, поступающего в реактор установки каталитического крекинга с циркулирующим пылевидным катализатором производительностью 850 т/сутки керосино-соляровой фракции. Относительная плотность сырья Qo = 0,860. [c.181]

Пример 9. 7. Определить размеры зоны реакции и напорного стояка установки каталитического крекинга с циркулирующим сферическим алюмосиликатным катализатором производительностью 800 т/сутки сырья (керосино-соляровой фракции). Относительная плотность сырья = 0,870, молекулярный вес Мс = 220. [c.199]

Пример 4. Сколько кг/ч продукции можно получать на одном реакторе-гидрататоре производства этанола, если он загружен 10 катализатора производительностью 200 кг/(м -ч) этанола Рассчитайте норму расхода этилена для обеспечения максимальной производительности этого реактора, если селективность используемого катализатора равна 94,8 %. [c.126]

Пример 9. 8. Определить размеры регенератора установки каталитической очистки с циркулирующим таблетированным алюмосиликатным катализатором производительностью 640 т/су тки бензина с к. к. 240° С. Плотность бензина дзо = 760 кг/м . При каталитической очистке бензина выход кокса составляет 3% вес. от исходного сырья. Отработанный катализатор поступает в регенератор при температуре 450° С, горячий воздух при температуре 350° С. В трубы змеевиков подается химически очищенная вода при температуре 20° С и превращается в насыщенный водяной пар под давлением 25 ат. Регенерированный катализатор выходит из регенератора при температуре 590° С. Температура окружающей среды г" принята в расчете минус 30° С. [c.201]

Подставляя известные величины в формулу (У-1), выражающую зависимость менаду напряженностью катализатора, производительностью аппарата и активной поверхностью платиновой сетки, получим [c.240]

В результате подбора условий процесса, разработки более активных катализаторов, сокращения периодов выхода на режим и циклов работы катализатора производительность реакторов значительно превысила расчетное значение. [c.168]

Секция регенерации включает систему транспорта закоксованного катализатора, регенератор с устройствами для подогрева и циркуляции газов регенерации, систему транспорта регенерированного катализатора. На блоке регенерации имеются также устройства для отсева мелочи, пробоотборники закоксованного и регенерированного катализаторов. Производительность регенератора составляет 200-225 кг/ч при расчетном содержании углерода 5% (масс.). Транспорт катализатора осуществляют по полунепрерывной схеме порциями (около 100 кг). При постоянной работе регенератора полное обновление катализатора в системе риформинга происходит за 10 сут. [c.113]

С целью получения данных для проектирования промышленного узла очистки эксперименты проводили на пилотной установке. Парофазное окисление дурола осуществляли кислородом воздуха на окисно-ванадиевом катализаторе, производительность установки по воздуху составляла 5-8 м /ч (здесь и далее [c.115]

В России действуют установки каталитического крекинга с шариковым катализатором и с микросферическим катализатором производительностью 750 тыс. т в год установки с микросферическим катализатором производительностью 0,75, 1,4 и 2 млн т в год, входящие в комбинированные комплексы. Установки производительностью 2 млн т в год являются наиболее современными из действующих сегодня в России. [c.55]

Количество тепла, выделяющееся на единицу поверхности теплообмена, значительно снижается при использовании относительно малопроизводительных катализаторов, например ванадий-калий-сульфатного катализатора, производительность которого почти в 5 раз ниже, чем плавленой пятиокиси ванадия. [c.120]

Специфические требования в отношении структуры предъявляются и к катализаторам, производительность и избирательность которых в значительной мере связаны с характером пористости. При низкой температуре активны катализаторы с порами малых размеров. При высоких температурах наилучшие результаты дают катализаторы смешанной структуры, у которых наряду с тонкими порами имеется достаточное Количество крупных пор. В связи с этим очевидно, что рациональное использование адсорбентов и катализаторов непосредственно связано с Проблемой целенаправленного регулирования их пористой структуры. [c.3]

Рнс. 21а. Общий внд установки по получению формальдегида окислительной конверсией метанола ва серебряном катализаторе (производительность 30 тыс. т/год). [c.59]

На опытной установке процесс отработан в реакторах с кипящим слоем катализатора производительностью до 650 кг МАН а сутки, моделирующей технологическую схему промышленного процесса. Достигнута удовлетворительная воспроизводимость, данных, полученных на укрупненной лабораторной установке [107, с. 138]. [c.345]

Жидкофазный процесс фирмы Шелл (33] представляет усовершенствование газофазного процесса той же фирмы. Хлористый алюминий растворяют в треххлористой сурьме, которая служит исключительно растворителем. Вследствие высокой активности этого жидкого катализатора производительность процесса относительно велика. Смесь хлори- [c.524]

Бремени через одинаковый объем катализатора, производительность последнего увеличивается. Наибольший эффект роста производительности наблюдается при увеличении объемной скорости газа от 10-10 до 30-10 ч (рис. 3.4, давление 30 МПа). [c.75]

Вычислить интенсивность контактного аппарата для окисления аммиака платинового катализатора, производительность которого для систем ,] при давлении 1,013-10 Па и диаметре сетки 2,8 м равна 800 кг/м, а при давлении 7-10 Па и диаметре сетки 1,6 м — 4ПП0 кг/ч. Во сколько раз возрастет интенсивность при повьииеиии давления [c.167]

Известно, что при синтезе метанола на медьсодержащих катализаторах производительность и особенно продолжительность эксплуатации катализаторов в большей степени зависят от содержания диоксида углерода в циркуляционном газе. По данным работы [97], максимальный выход метанола на медьсодержащих катализаторах наблюдается при содержании диоксида углерода в пределах 4,5—5,5% (об.). Для катализатора СНМ-1 интервал содержания диоксида углерода в циркуляционном газе увеличивается от 5 до 12% (об.). В исследованных условиях выход метанола при содержании СОг более 5,0% (об.) действительно снижается, хотя закономерности этого явления, как вид- [c.84]

Газовый поток проходит сквозь слой твердых зерен катализатора. Производительность процесса зависит от поверхности контакта, которая должна быть по возможности максимальной. Газ должен преодолеть гидродинамические сопротивления, зависящие от взаимного расположения зерен катализатора, диаметра частиц, свободного объема. Благодаря соответствующей механической прочности катализатор не измельчается, что могло бы повысить гидравлическое сопротивление. Гетерогенно-каталитические процессы протекают при высоких температурах, поэтому катализатор должен быть термически устойчив. [c.172]

Увеличением насыпного веса катализатора можно повысить пропускную способность переточной трубы и скорость газа в аппарате. Пропускная способность переточного устройства зависит от формы частиц катализатора. Производительность переточной трубы при округлом микросферическом катализаторе более чем в 2 раза превышает ее производительность по дробленому катализатору [79]. [c.95]

Оптимальные условия процеСйа зависят от природы перерабатываемого сырья, желательной глубины его превращения, требований, предъявляемых к продуктам крекинга, допустимого расхода и активности катализатора, производительности регене- [c.6]

Пример 9. 6. Определить количество тепла, отдаваемого дымовыми газами в котле-регенераторе и котле-утилизаторе, и количество пресной воды, вводимой в указанные котлы установки каталитической очистки с циркулирующим пылевидным алюмосиликатным катализатором производительностью 800 mj ymKu бензина. При каталитической очистке выход кокса составляет 3,0% на сырье, температура кипящего слоя катализатора в регенераторе 580° С, в реакторе 450° С, кратность циркуляции катализатора между реактором и регенератором равна 4. Состав кокса 96% углерода и 4% водорода. При регенерации отработанного катализатора 90% углерода превращается в Oj. В котле-утилизаторе дымовые газы охлаждаются от 550 до 250° С. В котлы поступает химически очищенная вода при температуре 20° С и превращается в насыщенный водяной пар под давлением 15 ат. В регенератор вводится воздух при температуре 350° С. [c.187]

Видоизмененная конструк1 ня установки с пылевидным катализатором производительностью 500—600 т/суш (фиг.6) [c.49]

Схема видоизмененной конструкции установки каталнтическогокрекингз с пылевидным катализатором производительностью 500—600 т/с(/г [c.50]

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]

Рис. 8 показывает связь требования к прочности таблетки с ее пористостью и со свойством таблетируемости, о котором упоминалось на рис. 7. Для многих катализаторов, производительность которых ограничивается диффузией, желательна пористость от 0,4 до 0,6 (в долях от объема). Эта пористость в сочетании с требованием а = 40 кПсм и верхним пределом твердости, принятым для конструкции таблеточных машин, ограничивает область, в которой таблетированием могут изготовляться сырые таблетки удовлетворительного качества. Эта область показана в середине рис. 8. [c.43]

Установка с псевдоожиженным слоем катализатора. Такие установки с пылевидным шш микросферическим катализатором (размер частиц 10—120 мкм) имеют ряд преимуществ перед установками типа 43-1 и 43-102 с крупногра-нулированным шариковым катализатором. Производительность их выше, они более гибкие, и позволяют перерабатывать разнообразное сырье конструкции реактора, регенератора и пневмотранспорта более просты. При прохождении через мелкие частицы катализатора потока паров или газов они начинают перемешиваться. По мере увеличения скорости [c.68]

Реакции окисления углеводородов экзотермичны. Небольшой перегрев контакта может стимулировать реакцию глубокого окисления углеводородов и привести к падению селективности, а следовательно, к уменьшению рентабельности процесса. Поэтому обеспечение изотермических режимов в заводских условиях является одним из основных условий при выборе конструкции контактных аппаратов. Обычно в технике применяется неподвижный слой катализатора в этом случае интенсивность процесса ограничивается рядом факторов (малая интенсивность тенлоотдачи, неравномерность температуры по сечению контактного объема и др.). При использовании псевдоожиженного слоя катализатора отпадает ряд трудностей и увеличивается производительность процессов. Так, поданным Борескова [69], при окислении этилена в окись этилена в присутствии псевдоожиженного катализатора производительность с единицы его объема возрастает в 2,5 раза. Окисление бензола в малеи-новый ангидрид в псевдоожиженном слое ванадиевого катализатора также позволило увеличить производительность процесса. Этот метод, по-видимому, найдет широкое применение в ближайшем будущем. [c.16]

Сера Сероводород Никель-вольфрам-сульфидный катализатор 360° С S На— 1,1 1,2 (мол.), 600 4000 ч , превращение 99,8—82,7%. Предложен для промышленного использования [1783] Ni (5%) —AI2O3 360° С, 60—200 Ч-1, S На = 1,1—1,2 (мол.), превращение 97— 92%. Производительность по HaS 58,4— 185 л л ч. При 100—300 ч превращение 98,9—91% (на другом образце катализатора). Производительность по HaS 98,9—273,3 л1л ч [1783] [c.919]

Теория рециркуляции и повышение оптимальности химических процессов (1970) -- [ c.12 ]

Общая химическая технология неорганических веществ 1964 (1964) -- [ c.107 , c.239 ]

Общая химическая технология неорганических веществ 1965 (1965) -- [ c.107 , c.239 ]

Курс физической химии Том 2 Издание 2 (1973) -- [ c.289 ]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология