Увеличение мощности реактора по сырью

Из данных, приведенных в табл. 4, следует, что в результате увеличения скорости в реакторе для установки мощностью 15000 т/год вес его уменьшается на 10 т. Металлоемкость блока в целом снижается при этом с 18 до II т на 1000 м сырья. С увеличением мощности установки металлоемкость снижается почти в 2 раза. [c.122]

АО Уфанефтехим провело большую реконструкцию комплекса гидрокрекинга вакуумного газойля с увеличением мощности до 1 млн. тонн в год. Кроме того, на предприятии построена и вводится в эксплуатацию установка по производству и концентрированию водорода (РВА) высокого давления и высокой чистоты (99.9%), установка регенерации катализатора гидроочистки и гидрокрекинга. Для организации производства неэтилированных бензинов в 1995 году выполнен ряд работ по модернизации реакторов, печей, схем теплообмена установки 35-11/300. По завершении этих работ в 1996 году установка будет переведена на новый катализатор К-56, что даст возможность полностью отказаться от этилирования бензина и частично перейти на производство высокооктановых бензинов. С конца 1995 года мощность установки висбрекинга доведена до 1.2 млн. тонн в год. В перспективе предприятие планирует реконструкцию установки производства серной кислоты с увеличением ее мощности до 150 тыс. т/год, что позволит загрузить гидрокрекинг по сырью до 1.0 млн. т/год. Также планируется строительство комплекса по переработке газов, с пуском которого будут выведены из эксплуатации три старые установки. [c.34]

Для подавляющего большинства химических процессов уменьшение степени превращения, достигаемое на конце реактора за счет смягчения жесткости режима, приводит к одновременному увеличению мощности установки по сырью и по целевому продукту. Причем это увеличение достигает довольно значительной вели- [c.43]

В дальнейшем, в связи с ростом потребности народного хозяйства страны в нефтяном коксе, наращивание мощностей коксового производства проводилось за счет увеличения диаметров реакторов без должного внимания к одновременному утяжелению сырья по фракционному составу и по коксуемости. [c.145]

Обычно понижение степени превращения сырья при работе с рециркуляцией на промышленных гидрогенизационных установках позволяет значительно повысить съем продуктов с единицы объема реактора однако снижение степени превращения за один цикл не должно приводить к чрезмерному увеличению рециркуляции вторичного сырья, которое может свести на-нет отмеченный выше положительный эффект, так как с ростом рециркуляции увеличиваются нагревательные устройства, мощности механизмов и объемы аппаратуры. [c.78]

Влияние единичной мощности оборудования. Ранее уже говорилось, что расходы на заработную плату, амортизационные отчисления и удельные капитальные вложения растут в дробной степени от величины потоков или объема оборудования. Это же относится к непроизводительным потерям сырья и продукции. Таким образом, при прочих равных условиях себестоимость снижается при увеличении единичной мощности любого оборудования, в том числе и реактора. Понятна поэтому современная тенденция увеличения мощности установок от 10—60 до 100—600 тыс. т в год целевых продуктов. Одновременно во избежание роста удельных капитальных вложений устраняются запасные технологические нити производства и дублируются лишь отдельные виды оборудования, более ответственные либо требующие более частого ремонта. Все Зто обусловило необходимость резко повышать надежность работы оборудования. [c.362]

Технология коксования с предварительной термоконденсацией сырья. Остатки малосернистых нефтей имеют, как правило, низкую коксуемость и в связи с этим мощности коксования используются малоэффективно. К тому же ресурсы малосернистого сырья весьма ограничены. Наиболее перспективными способами увеличения выхода кокса являются коксование под повышенным давлением и коксование с предварительной термоконденсацией сырья. При повышении давления в реакторе коксования до 0,6 МПа прирост выхода кокса по сравнению с коксованием при атмосферном давлении составляет [c.73]

Соотношение циркулирующего водородсодержащего газа и сырья можно регулировать в широких пределах. Нижний предел определяется минимально допустимым количеством газа, подаваемого для поддержания заданного парциального давления водорода верхний — мощностью газокомпрессорного оборудования. Увеличение соотношения водородсодержащий газ сырье проявляется в двух противоположных направлениях. С одной стороны, повышение парциального давления водорода подавляет реакции дегидрирования, но с другой стороны, увеличение количества газа, циркулирующего через реактор, уменьшает падение в них температуры в результате средняя температура катализатора и скорость протекания реакций увеличиваются. Влияние второго фактора — повышения температуры катализатора — преобладает. [c.166]

Значительное увеличение масштабов производства минеральных удобрений, полимеров и сырья для них стало возможным благодаря созданию и эксплуатации агрегатов большой единичной мощности, достигающей по производству аммиака, серной кислоты, хлорвинила и этилена 500 тыс. т/год, а по производству азотной кислоты и аммиачной селитры — 400 тыс. т/год. Если раньше промышленные реакторы для осуществления полимеризации имели объем от 4 до 40 м , то теперь они достигли 200—300 м . На современном химическом предприятии можно видеть контактные печи для производства серной кислоты диаметром 5 м, ректификационные колонны высотой 10 м и реакторы для синтеза аммиака диаметром более 2 м и высотой 60 м. Наряду с увеличением размеров химических аппаратов наблюдается быстрый рост их интенсивности. Под интенсивностью работы аппарата понимают производительность, отнесенную к единице его поверхности или объема. Например, размеры аммиачного реактора за последние 10 лет увеличились в 4 раза, а интенсивность возросла в 10—15 раз. Разумеется, что создание и эксплуатация агрегатов большой единичной мощности создает ряд проблем, среди которых немаловажную роль играет сложность монтажа гигантских установок, организация безопасности их работы, исключительно большие убытки при вынужденных остановках и вместе с тем большая подверженность повреждениям, особенно при наличии отдельных дефектов конструкционных материалов, оборудования или монтажа. Наконец, создание таких гигантских установок требует больших капитальных затрат, а возможность перестраивать, усовершенствовать такое производство или приспосабливать его для других целей очень ограничена. [c.215]

Отношение циркулирующего водородсодержащего газа к сырью. Нижний предел отношения определяется минимально допустимым количеством подачи циркулирующего газа для поддержания заданного парциального давления, а верхний — количеством и мощностью газокомпрессорного оборудования. Повышение парциального давления водорода подавляет реакцию дегидрирования, а с другой стороны, увеличение количества циркулирующего через реакторы газа уменьшает падение в них температуры, что увеличивает скорость реакций. [c.195]

Ленгипронефтехимом на основании исследований ВНИИ НП разработаны проекты поэтапной реконструкции — интенсификации установок гидроочистки фракций дизельного топлива, предусматривающей увеличение объемной скорости подачи сырья до 4,6 ч и снижение кратности циркуляции водородсодержащего газа до 200 нм /м сырья. Применительно к установке Л-24-6 первый этап интенсификации предусматривает увеличение мощности до 1,7 млн. т/ год. С этой целью предложено увеличить объем катализатора в существующих реакторах, установить дополнительные сырьевые насосы и горячие насосы рециркулята, переобвязать некоторые теплообменные аппараты, осуществив принцип направленной конвекции, перевести реакторы на параллельную работу с разделением потоков перед печами. [c.242]

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

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]

Каталитический крекинг осуществляется в лифт-реакторе внутреннего или внешнего монтажа переменного сечения с применением акустической форсунки для тонкого распыления сырья и выравнивания температуры крекинга по сечению лифтфеактора. Бывший реактор превращается в объемный сепаратор, оканчивающийся отпарной секцией. В центре регенератора организуется секция "мокрого регенератора, на периферии - "сухой регенератор. При условии увеличения мощности компрессоров и воздуходувок, устранения других узких мест на всех перечисленных установках можно будет повысить температуру [c.133]

Интенсивность перемешивания катализатора с углеводородным сырьем. Как указывалось выше, необходимо поддерживать углеводородную и катализаторную фазу в достаточно тонко диспергированном состоянии, чтобы обеспечить массообмеп и поступление реагирующих компонентов в катализаторную фазу и удаление продуктов реакции из нее. Следовательно, можно промотп-ровать желательные реакции при одновременном подавлении нежелательных. Мощность, затрачиваемая па такое перемешивание и диспергирование, нри сернокислотном процессе значительно больше, чем при фтористоводородном. При проектпровании современных установок сернокислотного алкилирования производительностью (по алкилату) около 240 м /сутки мощность, затрачиваемую па перемешивание, принимают равной 200 л. с. На установках фтористоводородного алкилирования расход мощности на перемешивание значительно меньше, даже при производстве продукта максимально высокого качества. Во многих случаях реакторы на установках фтористоводородного алкилирования работают без механического перемешивания, кроме достигаемого в результате струйного действия сырья, поступающего в реактор. Влияние расхода энергии для перемешивания на качество и выходы продукта оцепить весьма трудно, вследствие того что влияние повышения интенсивности перемешивания быстро снижается с увеличением мощности для данной системы кроме того, эффективность перемешивания в различных системах резко различается. [c.200]

Контактное производство серной кислоты — это крупномасштабное непрерывное, механизированное производство. В настоящее время проводится комплексная автоматизации контактных цехов. Расходные коэффициенты при производстве серной кислоты из колчедана на 1 т моногидрата N2804 составляют примерно условного (45%5) колчедана 0,82 т, электроэнергии 82 кВт-ч, воды 50 м . Себестоимость кислоты составляет 14—16 руб. за 1 т, в том числе стоимость колчедана составляет в среднем почти 50% от всей стоимости кислоты. Уровень механизации таков, что зарплата основных рабочих составляет лишь около 5% себестоимости кислоты. Важнейшие тенденции развития производства серной кислоты типичны для многих химических производств. 1. Увеличение мощности аппаратуры при одновременной комплексной автоматизации производства. 2. Интенсификация процессов путем применения реакторов кипящего слоя (печи и контактные аппараты КС) и активных катализаторов, а также производства и переработки концентрированного диоксида с использованием кислорода. 3. Разработка энерготехнологических систем с максимальным использованием теплоты экзотермических реакций, в том числе циклических и систем под давлением. 4. Увеличение степеней превращения на всех стадиях производства для снижения расходных коэффициентов по сырью н уменьшению вредных выбросов. 5. Использование сернистых соединений (5, 50о, 80з, НгЗ) из технологических и отходящих газов, а также жидких отходов других производств. 6. Обезвреживание отходящих газов и сточных вод. [c.138]

Исходя из опыта эксплуатации реконструированной установки ВНИИ НП разработал технические решения, способствующие увеличению мощности установок с движущимся слоем шарикового катализатора по сырью в 2,2 раза и обеспечивающие оптимальные условия реакции и регенерации. При реконструкции на существу ющем постаменте для реактора и регенератора устанавливается новый реакторный блок, в котором регенератор расположен соосно над реактором. Прежний реактор используется в качестве бункера катализатора, а регенератор демонтируется. [c.233]

Перейдем к рассмотрению изменения профилей различных параметров вдоль реактора в системе с рециркуляционной петлей. Необходимое превращение на выходе из реактора может быть получено различными изменениями вдоль реактора параметров системы — температуры, давления, концентрации. Оно связано с количеством рециркулируемых в начало реактора компонентов. Естественно, что для каждой конкретной реакции роль указанных факторов проявляется по-разному. Несомненно, что широкое использование результатов одновременного поиска изменения профилей различных параметров может привести к весьма интересным результатам. Однако для решения этой задачи желательно дальнейшее совершенствование математических методов оптимизации и более детальное изучение химических аспектов процесса. Рассмотрение реакции дегидрирования этана показало, что существует определенный профиль температуры, который отвечает максимальной нроизвоцительности реактора по целевому продукту. При этом расход исходного сырья не является максимальным и соответствует строго определенной селективности и глубине превращения на выходе из реактора. Следовательно оптимальные профили изменения параметров режима эксплуатации действующих реакторов должны определяться одновременным изменением производительности аппарата. В частности, исследования по определению оптимального температурного профиля для консекутивной реакции показали, что в этом случае необ ходимо реакцию начать с самой высокой температуры оптимального профиля. Затем углубление процесса следует проводить по мере снижения температуры также в соответствии с оптимальным профилем, найденным, подчеркиваю, для рециркуляционной системы. Кстати, в этом плане применение увеличенной рециркуляции непрореагпровавшего сырья в адиабатических реакторах (таких, как реактор для каталитического дегидрирования этилбензола в стирол) люжет значительно повысить их мощность по свежему сырью. Прп такой постановке вопроса реакторы должны конструироваться таким образом, чтобы они удовлетворяли требованиям теории. Это противоречит существующему укоренившемуся положению, когда реакция осуществляется в готовой конструкции реактора в зависимости от его возможностей, [c.15]

По мере совершенствования процесса и катализаторов риформинга одновременно увеличивалась единичная мощность установок. В 1970г. начали эксплуатироваться первые установки с годовой производительностью 1 млн т по сырью, которые входили как блок в состав комбинировашшх установок ЛК-бу, а также как отдельно стоящие установки Л-35-11/1000 [75]. Увеличение мощности установок стало возможным благодаря использованию более совершенного оборудования центробежных компрессоров, реакторов с радиальным вводом сырья, трубчатых печей с двумя потоками и труоами большого диаметра - многопоточных коллекторных печей. Как показывает опыт [173], повышение единичной мощности установок риформинга улучшает технико-экономические показатели процесса, однако эффект достигается лишь при полной загрузке установки. [c.86]

Возможно подвергать окислительному хлорированию контактный газ, выходящий из хлоратора прямого хлорирования бензола, что позволяет повысить единичную мощность одного агрегата. При получении хлорбензола на 1 т продукта в качестве отхода образуется 330 кг хлороводорода, из которого можно получить дополнительно до 0,9 т хлорбензола. Однако технико-экономический анализ показывает, что такой вариант переработки в хлорбензол реакционных газов, выходящих из реактора прямого хлорирования бензола, будет оправдан, во-пер-вых, при необходимости увеличения мощности по хлорбензолу и отсутствии сбыта НСЬкислоты и, во-вторых, при условии, что в качестве сырья используется бензол, не требующий дополнительных затрат на очистку, и водяной пар от крупной ТЭЦ по цене вдвое меньшей, чем внутризаводской. Таким образом, увеличение расхода водяного пара необходимо компенсировать снижением прочих расходов при увеличении единичной мощности установки. [c.131]

Результаты расчетов (рис. 3.32, 3.33) показали, что для обоих вариантов на длине реактора 0,8—1,0 м частицы сырья нагреваются до 3100 К, что обеспечивает 90—95 % выделения Р2О5 из сырья. Доля энергии, которая может быть использована на нагрев и физико-химические превращения сырья, при высоком тепловом режиме стенки достигает 60 % от начальной. Потери тепла в стенки канала реактора мощностью 10 МВт составляют 13 % энергии, подводимой с плазмой, и являются более низкими, чем тепловые потери в реакторе мощностью 1,2 МВт (20—25 %). Это свидетельствует об увеличении кпд реактора с ростом мощности. [c.194]

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]

Установки каталитического крекинга с реакторными блоками использующими псевдоожиженный слой твердого микросфериче ского катализатора, получают преимущественное развитие и яв" ляются наиболее перспективными для крупнотоннажных производств. Устойчивая турбулизация двухфазной системы в псевдоожиженном (кипящем) слое обеспечивает интенсивную тепло-п массопередачу между фазами и постоянство температур во всем объеме слоя. Изотермичность и высокая теплопроводность псевдо-ожиженного слоя способствует стабильности химических реакций между реагентами. Благодаря увеличению поверхности соприкосновения межфазные процессы идут с высокими скоростями. Конструктивное исполнение реакторных блоков каталитического крекинга обусловливается химизмом процесса, а также условиями фазового взаимодействия реагентов с катализаторами —давлением и температурой. Реакторные блоки установок с крупно-гранулированным катализатором значительно уступают по своим технико-экономическим показателям блокам с кипящим слоем микросферического катализатора, особенно блокам, в которых используются лифт-реакторы с полусквозными потоками двухфазных систем, где конверсия происходит в прямоточной восходящей части аппарата. Несложная система циркуляции микросферического катализатора, а также большая гибкость по перерабатываемому сырью позволяют создавать реакторные блокн каталитического крекинга единичной мощности до 4,0 млн. т/год. [c.388]

Изменяя кратность циркуляции катализатора, можно регулировать температуру в реакторе, длительность пребывания катализатора в реакционном объеме и регенераторе, а также закоксо-ванность его в этих аппаратах. При прочих равных условиях с увеличением кратности катализатора глубина превращения и выход кокса на сырье увеличиваются, а закоксованность катализатора уменьшается. Это объясняется тем, что образующийся кокс распределяется на больший объем циркулирующего катализатора. Кратность циркуляции катализатора влияет не только на другие параметры технологического режима, но и на мощности и размеры (при проектировании) воздуходувок, компрессоров, катализа-торопроводов, внутренних деталей регенератора и некоторых других устройств. Увеличение кратности циркуляции катализатора, особенно сверх необходимой, вызывает удорожание Процесса в связи с большей затратой энергии на циркуляцию. С переходом на цеолитсодержащие катализаторы для получения тех же и даже лучших показателей работы установки кратность циркуляции катализатора может быть меньшей. [c.70]

Введенная в эксплуатацию в 1967 г. установка магнаформинга [78] мощностью 4770 м 7сут полурегенеративного типа характеризуется повышенным выходом целевых продуктов и увеличенной продолжительностью работы катаетизато-ра, что позволяет проводить риформинг при 1,4 МПа. Температура процесса и кратность циркуляции газа в первых по ходу сырья реакторах ниже, чем на обычных установках, а объемная скорость выше, но последний по ходу сырья ре- [c.39]

Ужесточение требований к качеству автомобильных бензинов, непрерывный рост потребности в аро.матических углеводородах и постепенное увеличение расхода водорода в гидрогенизационных процессах на НПЗ стимулирует строительство новых установок каталитического риформинга и реконструкцию действующих устаревших установок. В настоящее время в Китае накоплен значительный опыт реконструкции действующих установок с ПРК под процессы магнаформинга, КХ-риформинга, комбинированной загрузки катализаторов [149, 171, 222-223]. Технология риформинга с комбинированным слоем катализатора, применимая как при реконструкции действующих установок, так и при расширении мощности установок с НРК первого поколения, была освоена Чжан Л. в институте RIPP в 1998 г, [136,208]. Особенностью указанной технологии является использование стационарного слоя катализатора в двух первых по ходу движения сырья реакторах, где загружен платинорениевый катализатор марки СВ-7, и применение движущегося слоя катализатора в двух последних реакторах, где загружен платинооловянный катализатор марки 3961. После реконструкции традиционной установки риформинга с ПРК процесс осуществляют при следующих условиях давление 0,6-0,9 МПа, объемная скорость подачи сырья [c.96]

С увеличением скорости рециркуляции снижается вы-/ход за один проход, однако количество проходов сырья через зону реакции в единицу времени возрастает и поэтому повышается производительность установки. При этом необходимо иметь в виду, что повышение производительности, получаемое при увеличении объемной скорости, /Сопряжено с увеличением затрат энергии при каждом цикле на перекачку рециркулята, на охлаждение реакционной смеси, выходящей из реактора, на разделение, смеси и нагрев ее снова до температуры реакции перед входом в реактор. Вследствие этого увеличение объемной скорости является целесообразным лишь до определенного предела, пока повышение производительности оправдывает увеличение энергетических затрат. Повышение производительности таким путем для уже существующей установки ОГраЬмЧиЬаетиЯ меилиьии МОЩНОСТЬЮ ВСПОМО-гательной аппаратуры (холодильников, нагревателей и т. п.). [c.33]

В случае синтеза ультрадисперсных порошков илаз-мохимическим методом исходные сырьевые компоненты используются в различных агрегатных состояниях, а плазмохимическая реакция происходит в газовой среде с последующей конденсацией твердого иорошка при охлаждении. При этом следует учитывать энергию, затрачиваемую на фазовые превращения в сырье (если они происходят внугри реактора — плавление металла, испарение капель жидкого сырья) и на нагрев транспортирующего газа до темпфатуры реакции. Под транспортирующим газом понимают вспомогательную газовую струю, обеспечивающую образование аэрозольного пылевого облака из порошкообразного сырья (эмпирически найденная норма расхода 0,3-0,4 м /ч на 1 кг порошка). Исходя из необходимой полезной мощности и принятой единичной мощности плазмотрона, находят число плазмотронов и, следовательно, определяют количество реакторов и выделяемую в них мощность. Ддя обеспечения передачи мощности из плазмотрона в реактор рассчитьшают количество плазмообразующею газа (с учетом его энтальпии нри температуре реакции). При вычислении объема реактора необходимо учитывать увеличение суммарного объема газов при пиролизе сырья. [c.673]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология