Мощность реактора по сырью

Коэффициент полезного действия самого процесса газификации обычно определяется как отношение теплоты сгорания производимого газа к общей теплоте сгорания исходного сырья, слагающейся из теплоты сгорания технологического топлива, идущего на процесс, и энтальпии пара и окислителя, поступающего извне. Значение коэффициента полезного действия колеблется в весьма широких пределах и зависит от вида процесса, оно может быть разным даже для различных предприятий, использующих для газификации один и тот же процесс. Бессмысленно сравнивать процессы, использующие кислород, с теми, которые работают на воздухе, поскольку высокий уровень потребления электроэнергии может дать неверное представление о коэффициенте полезного действия из-за того, что получаемые побочные углеводородные продукты могут быть использованы (а могут и не быть) в качестве котельного топлива и что в весьма широких пределах могут колебаться выход и ассортимент утилизируемой химической продукции. Сера, находящаяся в сырье, влияет на теплоту сгорания, но она в процессе газификации выводится. Наконец, суммарная тепловая мощность реакторов-газификаторов, а поэтому и их стоимость, различна для различных заводов. В связи с этим, по нашему мнению, предпочтительнее и правильнее сравнивать теоретические значения коэффициентов полезного действия, а не те данные по их значениям, которые опубликованы в литературе и которые весьма часто определены недостаточно правильно. [c.218]

Единичная мощность реактора газификации фирмы "Тексако" составляет 45 т/ч сырья, конструируется реактор мощностью 55т/ч сырья, что соответствует мощности водородного производства 80-100 тыс.т/г. [c.111]

Фирма "УБЕ" разработала специальные схемы для получения того или иного технологического газа и обоснованно считает, что основным достоинством процесса газификации является не только универсальность по сырью, но и возможность выбора оптимального давления и мощности реактора для каждого конкретного случая [Ю] [c.111]

На основе разработок ВНИИ НП осуществлена коренная реконструкция одной из. промышленных установок 43-102 по схеме с соосным реактором — регенератором (схема РРС) [26, 27] без существенного повышения мощности по сырью. [c.233]

Как было отмечено, варьируя параметрами рециркуляции, можно одновременно повысить мощность реактора по сырью и абсолютный выход любого продукта сложной реакции. Этого не может дать ни один из таких регулируемых параметров, как время, температура, давление, ибо они в той или иной степени одновременно действуют на все реакции, а рециркуляция, свободно оперируя скоростью рециркулирующего потока и его составом, направляет реакцию в желаемую сторону в максимально возможной степени. [c.9]

Третий — в случае, когда катализатор и реагенты процесса известны, точнее, зафиксированы, повысить оптимальность его можно за счет рециркуляции, т. е. использованием преимуществ, создаваемых обратной связью. Варьируя параметрами рециркуляции, можно повысить и мощность реактора по сырью, и абсолютный выход целевых продуктов сложной реакции. Это — технологический подход. [c.11]

Уравнения кинетики, описывающие протекание консекутивной реакции в рециркуляционной системе. Закономерности изменения мощности реактора по сырью и производительности по конечному продукту. Определение оптимальной загрузки свежим сырьем. Установление оптимального температурного профиля. [c.56]

Схема опытно-промышленной установки получения синтетического бензина в реакторе со стационарным слоем катализатора мощностью по сырью 13 т/сут метанола-сырца представлена на рис. 6.16 [211]. Производство синтетического бензина из метанола состоит из следующих основных стадий дегидратация метанола до диметилового эфира, синтез бензина-сырца, разделение полученных продуктов на газообразные, жидкие углеводороды и водный слой, стабилизация бензина-сырца, алкилиро-ванпе изобутана олефинами, газофракционирование, смешение стабилизованного синтетического бензина с алкилатом. [c.222]

Температура исходного сырья (СО и Нг) близка к 200°С. Мощность реактора по сырью составляет 250 тыс. м 1ч. [c.422]

На одной из установок ортофлоу нагретое до 215° сырье вводится н реактор через расположенные у основания аппарата 20 впрыскивателей 1202]. Мощность реактора этой установки 1840 м /сутки исходного сырья (смесь соляровых дистиллятов прямой гонки и коксования) и 940 м /сутки рециркулирующего газойля. Условия в зоне крекинга давление 1,06 ати, температура 495°. Около 75% от всего количества воздуха требующегося [c.189]

Потребляемая мощность реактора электрокрекинга метана равна 7200 кВт, причем 40% теплоты затрачивается на образование ацетилена. Выход ацетилена в расчете на исходное сырье 45% теплота образования ацетилена 376 кДж/моль. Определить часовой объемный расход природного газа, з котором объем ная доля метана равна 98%. [c.44]

Достижение наибольшей селективности и стопроцентного превращения сырья при осуществлении химического процесса с максимальной скоростью, т. е. обеспечение максимальной удельной мощности реактора,— новая задача, обусловленная быстрым ростом химической индустрии. Эти требования могут быть удовлетворены при реализации процесса на основе принципов гипотез об идеальном химическом процессе первого и второго рода. Концепции об идеальных реакторах имеют целью показать те предельные возможности совершенствования химической реакции, к которым мы можем стремиться. Теория рециркуляции позволяет найти идеальные циклы ведения химических процессов и наметить пути осуществления химических реакций вблизи идеальных процессов первого и второго рода. [c.69]

Получение ароматических углеводородов из сырья узкого фракционного состава. На рис. 101 приведена технологическая схема установки мощностью по сырью 300 тыс. т в год для производства бензола. Исходное сырье — бензин прямой гонки подается на установку из сырьевого парка насосами 1 под давлением 30 ат двумя параллельными потоками. Каждый поток смешивается с циркуляционным газом и после нагрева в теплообменниках 2 и 5 трубчатой печи 4 до 525 °С последовательно проходит реакторы 5, б и 7, где протекают реакции ароматизации бензина в присутствии алюмоплатинового катализатора. [c.220]

Таким образом, переработка уранового сырья с целью получения ядерного горючего должна заканчиваться получением двуокиси, тетрафторида или металлического урана. Однако удельная мощность реакторов, работающих на природном уране, сравнительно невелика. Для ее повышения необходимо увеличить содержание в ядерном горючем изотопа Обогащение урана изотопом достигается путем диффузии гексафторида урана через пористые перегородки. В дальнейшем из гексафторида, обогащенного получают те же соединения — двуокись, тетрафторид или металлически уран. [c.8]

Предварительный нагрев сырья теплотой продуктов реакции, выходящих из реакторов, составляет примерно 70—80% от общего количества теплоты, переданной газо-сырьевой смеси до входа в реактор. Это требует более тщательного подхода к выбору и применению теплообменников, так как ощибка может привести к снижению производительности установки и занижению мощности печи. [c.84]

Обычно в реакторах установок каталитического крекинга перерабатывают сырье с показателем коксуемости до 0,25%. В тех случаях, когда регенератор имеет достаточную мощность по количеству сжигаемого кокса, перерабатывают сырье с показателем коксуемости до 0,7%, а при использовании естественного катализатора с еще более высоким коксовым числом. [c.28]

Количество образующегося в процессе крекинга кокса зависит в основном от мощности установки, условий проведения крекинг-процесса, глубины превращения и качества сырья. При катали тическом крекинге дистиллятных видов сырья выход кокса составляет 3—8% от веса исходного (свежего) сырья реактора. Поэтому [c.118]

Мощность установок. Насчитывается большое число заводских установок для гидрообессеривания или гидроочистки газойлей, в том числе вакуумных, мощностью от 1000 до 7000 т сырья в сутки. На многих из них применяются реакторы с двумя или тремя слоями катализатора, с аксиальным вводом газосырьевой смеси и нисходящим потоком реагирующей смеси. В зоны между слоями катализатора вводится охлаждающий водородсодержащий [c.55]

Для современных заводов высокой мощности предпочтительнее использовать каскадные реакторы (рис. 32). Это — горизонтальные аппараты цилиндрической формы с несколькими зонами смешения, снабженными мешалками, и двухсекционной зоной отстоя. Циркулирующий изобутан и серная кислота поступают в первую зону смешения исходное сырье — смесь изобутана с олефинами — равномерно распределяется по всем зонам смешения, благодаря чему в каждой зоне обеспечен значительный избыток изобутана. [c.84]

Мощность реактора 65 тЫас свежего сырья — прямогонного солярового дистиллята (плотность 0,885) пшрокого фракционного состава. В поток сырья введено 2% вес. водяного пара. Процесс крекинга осуществляется без рециркуляции каталитического газойля. [c.248]

На сооруженном в Делавэре крупнейшем новом заводе США фирмы Тайдуотер [132] построена одна из наиболее мощных установок гудриформинга, состоящая из двух параллельных цепочек реакторов со стационарным слоем платинового катализатора Гудри суммарной мощностью по сырью свыше 7000 м 1сут. Эта установка также связана с экстракционной установкой типа Юдекс . [c.294]

УВЕЛИЧЕНИЕ МОЩНОСТИ РЕАКТОРА ПО СЫРЬЮ. И ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ ПО КОНЕЧНОМУ ПРОДУКТУ и их ПРЕДЕЛЬНЫЕ ЗНАЧЕНИЯ (Основы принципа супероптимальности) [c.43]

Каждая из приведенных выше промышленных схем не лишена недостатков. Из-за низкой степени конверсии при окислении циклогексана (4—5%) существенно усложняется стадия разделения продуктов реакции. Фотохимическая схема гораздо короче первой, но на стадии нитрозирования приходится применять специальное оборудование, что ограничивает мощность реактора. Кроме того, в этом случае встречаются определенные трудности при подборе конструкционных материалов из-за сильного коррозионного действия хлористого нитрозила. Фенольная схема, как и фотохимическая, относительно коротка, однако требует дополнительных затрат на переработку бензола в фенол, что в конечном счете удорожает процесс. Хотя толуол является наиболее дешевым и доступным сырьем, из-за недостаточно высокой селективности отдельных стадий затраты на очистку капролактама от побочных продуктов в этом случае довольно значительны. Кроме того, для синтеза нитрозилсерной [c.215]

Общей чертой ряда усовершенствований является увеличение мощности реакторов. Усилия были направлены на достижение лучшего перемешивания, усовершенствования ввода сырья и более эффективный отвод тепла. Майер [31] предложил авторефрижера-торный горизонтальный ступенчатый реактор с мешалкой, обеспечивающий максимальную эффективность контакта между олефи- [c.368]

Вес образующегося кокса зависит от мощности установки, глубины крекпнга сырья н качества сырья. При каталитическом крекинге выход кокса составляет 3—8% от веса исходного сырья реактора. Отсюда следует, что в производственной практике приходится встречаться с регенераторами разной производительности — от 20 до 140 т сжигаемого кокса в сутки. Поступающий в регенератор катализатор содержит обычно от 1,2 до 2,0% вес. кокса, а выходящий пз него от 0,1 до 0,2% вес. На установках с циркулирующим пылевидным катализатором регенерированный катализатор обычно содержит 0,5—0,6% вес. кокса. [c.88]

Количество циркулирующего между реактором и регенератором катализатора зависит от мощности установки, температуры предварительного нагрева и качества сырья, температуры реакцрш, глубины крекинга сырья и других условий. [c.126]

Размеры реактора и соотношения между его линейными размерами зависят от мощности и типа крекинг-установки. На установках, перерабатывающих. 1600—2000 т1сушки сырья, применяются реакторы диаметром от 4 до 7 л и высотой до 18 м. Для снижения потерь тепла и улучшения условий работы реакторы снаружи изолированы. [c.127]

В зависимости от качеств катализатора, а также свойств сырья и условий эксплуатации установки удельный расход катализатора составляет 0,15—0,4% вес. от загружаемого в реактор свежего сырья. Для первоначальной загрузки реакционных аппаратов, бункеров, хранилищ и трубопроводов установки средней пропускной способности требуется несколько сотен тонн катализатора, а-круп-ной установки, например мощностью около 5000 т1сутки сырья, свыше 1000 т катализатора. [c.43]

Улучшая продувку катализатора водяным паром, уменьшают нагруэку регенератора. На одной из установок мощностью около 4000 м ]сутки сырья выход кокса был снижен с 8,0 до 6,5% вес. за счет устройства кольцевой формы отпарной секции внутри реактора [236]. [c.152]

Крекинг-установки флюид современных конструкций электро-осадителей, как правило, не имеют. На этих установках пыль улавливается в двух- или трехстуиенчатых циклонах. Трехступенчатыми циклонами оборудованы многие регенераторы, а двухступенчатыми — реакторы. Число групп параллельно работающих циклонов зависит главным образом от мощности установки, глубины крекинга сырья и количества сжигаемого кокса. Например, многие регенераторы производительностью по количеству сжигаемого кокса около 100 т сутки снабжены четырьмя-шестьвд группами трехступенчатых циклонов. Для более крупных регенераторов число параллельно работающих групп циклонов двух-или трехстуиенчатых доводится до шестнадцати. [c.165]

Технологическая схема другой крекинг-установки модели 1П с обслуживающей ее установкой газофракционирования изображена на рис, 111 [176]. Через реактор пропускается 373 mjua сырья, из них 272 т/час свежего солярового дистиллята. Установка относится к разряду очень крупных ее суточная мощность по исходному сырью равна 6500 т. Катализатор естественный, пылевидный. В регенераторе сжигается при 590° около 18,5 mfna кокса (90% С), т. е. приблизительно 6,7% вес. на исходное сырье установки. [c.262]

Аппараты непрерывного действия считаются эффективными, если при сильном перемешивании степень превращения составляет свыше 90% от степени превращения, достигаемой при полном перемешивании. Реактор Стратко для производства смазок (рис. ХЫ) представляет собой пример реактора, в котором обеспечивается интенсивное перемешивание объем реактора 1,89 м скорость подачи сырья 908 ж /ч, потребляемая мощность 22,4 кет в реакторе для алкилирования емкостью 34 Л1 —соответственно И 400 л /ч и 186 квт. [c.355]

Таким образом использование окислительных колонн для производства битумов известно давно [13, 59, 195]. В последнее время в связи с необходимостью увеличения единичных мощностей битумных установок и улучшения технико-экономических показателей их работы окисление в колоннах получило дальнейшее развитие [87, 196—198]. В отечественной практике окислительные колонны первоначально привязывали к окислительным узлам действующих битумных установок [87, 198]. Колонны использовали для предварительного окисления сырья, которое затем доокислялось в кубах или трубчатых реакторах. Последующие испытания показали надежность работы колонн и при получении товарных битумов — дорожных и строительных [81]. В отечественной практике начальный период использования колонн во многом связан с работами Р. Б. Гуна [2]. [c.133]

Гидрирующий катализатор должен быть селективным, т. е. он должен ускорять гидрирование би- и полициклических ароматических углеводородов, но быть умеренно активным по отношению к ценным моноциклическим ароматическим углеводородам. В продуктах гидрокрекинга содержание парафиновых углеводородов изостроения выше, чем должно быть по термодинамическому равновесию Это является следствием того, что расщеплению сырья предшествует его глубокая изомеризация на катализаторах гидрокрекинга. Новые катализаторы гидрокрекинга позволили уменьшить удельные капиталовложения при сооружении установок в среднем на 20%. Внесено много технологических и инженерных усовершенствований применяются большие реакторы диаметром до 4,5 м, улучшены их конструкции, удешевлена аппаратура за счет применения биметаллов, упрощены отделения дистилляции и выделения Единичные мощности установок выросли до 12,7 тыс. м в сутки, т. е. —4,5 млн. т в год Было разработано несколько модификаций гидрокрекинга, из которых наиболее распространенными стали процессы изомакс , разработанный фирмами UOP и hevron, и юникрекинг , разработанный фирмами Union Oil п Esso. Суммарная мощность установок гидрокрекинга в настоящее время быстро растет. Если в 1960 г. она составляла только 159 в сутки, то к началу 1970 г. — более 180 тыс. в сутки Очень быстро развиваются и другие процессы гидрогенизации. [c.12]

Во врем мире среди деструктивных процессов переработки нефти основным по мощности является каталитический крекинг. Больщинство установок каталитического крекинга за рубежом относится к типу флюид (с кипящим слоем катализатора). В последние годы прогресс в области ККФ был связан с дальнейшим совершенствованием высокоактивных и селективных цеолитсодержащих катализаторов и модернизацией аппаратурного оформления процесса в Йелях максимальной реализации преимуществ этих катализаторов. Так, для обеспечения высоких температур и малого времени контактирования сырья с катализатором осуществлен крекинг в быстром кипящем слое катализатора в лифт-реакторе. В настоящее время существует несколько разновидностей процесса ККФ с лифт-реактором. [c.100]

Первая промышленная установка ККФ. предназначенная специально для крекинга остатков, мощностью 1 млн. т/год была пущена в начале 60-х годов на НПЗ фирмы Филлипс в г. Боргере (США). Установка, в основу которой положен процесс Эйч-О-Си фирмы Келлог , в целом аналогична установкам ККФ с лифт-реактором для дистиллятного сырья, но отличается от них наличие.м паровых змеевиков в регенераторе. В последнее время на этой установке перерабатывали мазут, в котором содержание никеля обычно составляло 8 мг/кг, ванадия — 12 мг/кг. Содержание нх в равновесном катализаторе составляло 3000—5000 и 6000—9000 мг/кг соответственно. Для подавления отравляющего действия этих металлов в сырье вводили пассивирующую добавку на основе сурьмы в таком количестве, чтобы содержание сурьмы в катализаторе достигало 0,09—0,15% (масс.). [c.108]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология