Каталитические реакторы выбор схемы

Из сказанного очевидно, что ни одна из возможных конструкций промышленных реакторов не свободна от недостатков. Поэтому какой-либо универсальной конструкции не существует, различные типы реакторов в разной мере пригодны для промышленного осуществления того или иного процесса. Выбор наилучшей схемы реакторного узла зачастую может быть осуществлен лишь путем тщательного технико-экономического анализа. Табл, IV, представляет собой попытку классификации основных типов промышленных гетерогенно-каталитических реакторов для газофазных реакций. [c.156]

Для создания экономически наиболее эффективных промышленных установок каталитического риформинга и выбора для них рациональных технологических схем и оптимальных реакторных устройств необходимо иметь подробные сведения о прикладной макрокинетике и математических (.макрокинетических) моделях процесса риформинга, о тепловых эффектах процесса, способах подвода тепла и теплового регулирования заводских реакторов. [c.35]

Анализ в условиях США основных факторов [8] при выборе схемы каталитического риформинга для выпуска бензина с октановым числом 93 по исследовательскому методу показал, что минимальные капиталовложения требуются для процесса без регенерации катализатора минимальные эксплуатационные расходы получены при проведении регенерации в резервном реакторе в процессе типа ультраформинг [8]. [c.143]

Естественно, что оптимизация реактора зависит не только от режима процесса, но в значительной степени от правильного выбора типа реактора в соответствии с условиями работы. Так, например, если за один проход газа через каталитический реактор достигается незначительная степень превращения, целесообразно использовать систему рециркуляции. Такая схема применяется при резком уменьшении скорости реакции и иовышении степени превращения, а также если высокие степени превращения достигаются только при низкой температуре. [c.218]

Следует отметить, что математическая модель может быть создана только для заданной принципиальной схемы реактора. Выбор такой схемы обычно производится с учетом уже имеющегося промышленного опыта и возможностей химического машиностроения. Поэтому приступая к разработке каталитических реакторов, обязательно следует иметь сведения об опыте уже действующих производств. [c.261]

Внедрение цеолитсодержащих катализаторов выявило необходимость применения для крекинга прямоточных реакторов с восходящим потоком (лифт-реакторов) с малым временем контакта катализатора и сырья, специальных приемов регенерации, обеспечивающих снижение содержания остаточного кокса на катализаторе до 0,05% (масс.) и окисление оксида углерода в диоксид. Схема реакторного блока одной из современных установок каталитического крекинга, предназначенного для максимального использования активности и селективности цеолитсодержащих катализаторов, приведена на рис. 1.1. Совершенствование аппаратурного оформления процесса, выбор необходимых условий реакции и регенерации при дальнейшем улучшении качества цеолитсодержащих катализаторов позволили дополнительно увеличить выработку бензина на 6—12% (масс.). [c.8]

Третий, завершаюш,ий этап разработки промышленного каталитического процесса — выбор реактора — тесно связан со вторым этапом, поскольку не только режим процесса определяет конструкцию реактора, но, в свою очередь, конструкция реактора накладывает определенные требования и ограничения на условия проведения реакции. Однако для выбора конструктивной схемы реактора требуются дополнительные знания, связанные с физической кинетикой, гидродинамикой и теплофизикой процессов в каталитических реакторах. Кроме того, создание работающего реактора требует оценки его устойчивости в ходе эксплуатации. Наконец, среди многообразия возможных конструктивных схем реакторов необходимо суметь достаточно обоснованно выбрать наилучший, т. е. оптимальный вариант. Для решения двух последних вопросов следует ознакомиться со специальным математическим аппаратом теории устойчивости и теории оптимального управления. [c.7]

Однако использование ВСГ с пониженным содержанием водорода в системе циркуляции сопряжено с сокращением срока службы катализатора ввиду снижения парциального давления водорода. При невозможности поддержания высокого содержания водорода на входе в реактор прибегают к увеличению общего давления в системе, В целом выбор уровня содержания водорода в системе зависит от конкретных условий процесса и возможностей включения в схему действующей установки узла концентрирования водорода. С целью исключения возможных необратимых потерь водорода в схемах современных процессов каталитического гидрооблагораживання предусмотрены узлы для извлечения водорода из углеводородных газов сепарации гидрогенизата и газов отдува. [c.87]

Другие задачи оптимизации. Рассмотренные здесь примерь дают представление о б основных идеях и методах, лежащих в основе решения разнообразных задач оптимизации реакторных узлов. Можно указать три направления уточнения и развития оптимальных расчетов. Первое из них — это анализ различных стадийных схем. Укажем, например, па расчет цепочек адиабатических реакторов, где охлаждение реагирующей смеси между стадиями происходит не в промежуточных теплообменниках, а путем добавления холодного сырья или инертного вещества. Другой пример — расчет оптимального трубчатого реактора с секционировапным теплообменником. Второе направление состоит в уточнении критерия оптимальности путем более полного учета затрат на ведение процесса. Например, результаты оптимального расчета цепочки адиабатических реакторов можво уточнить, приняв во внимание расходы на устройство промежуточных теплообменников. Наконец, третье направление — выбор оптимальных значений других управляющих параметров, помимо температуры процесса. Так, в работе [25] рассматривается вопр1>с об оптимальном профиле давления по длине трубчатого реактора, а в работе [26] — об оптимальном изменении состава каталитической системы. При проектировании стадийных схем, наряду с определением оптимального перепада температур между стадаями, может рассчитываться оптимальное количество свежего реагента, добавляемого к реагирующей смеси. Вряд ли можно даже перечислить все возможные варианты задач оптимизации методы их решения, однако, мало отличаются друг от друга. [c.397]

Благодаря широкому применению ЭВМ, характерной чертой современных расчетов стала многовариантность. Окончательный выбор технологической схемы и режимов работы оборудования определяется экономической целесообразностью. Такой подход предопределяет повышенные требования к матемагиче-скому описанию химико-технологической системы. Применяемая для расчета реактора КС двухфазная модель должна удовлетворительно описывать каталитический процесс в достаточно широком диапазоне изменения диаметров частиц, высот слоя и скоровтей газа. [c.283]

Во-вторых, ВИД зависимости T onri ) позволяет сделать предварительный выбор типа реактора среди множества возможных и сделать принципиальный вывод о характере температурного режима в нем. Окисление SO2 в SO3 - обратимая экзотермическая каталитическая реакция. Оптимальная температура уменьшается с увеличением степени превращения (кривая 2 на рис. 2.71). Температура в реакторе тоже должна уменьшаться по мере протекания процесса. Это возможно достичь в многослойном реакторе с промежуточным охлаждением реакционной смеси. Схема реактора показана на рис. 2.73,с. На графике Т-х" адиабатический процесс в слое - прямая наклонная линия [см. рис. 2.61 и уравнение (2.160)]. Между слоями в теплообменнике температура снижается, но превращения не происходит - х не меняется. В координатах Т-х процесс в теплообменнике будет представлен горизонтальной линией. Режим процесса в многослойном реакторе - ломаная линия на этом графике (рис. [c.153]

Наряду со старыми маломощными установками типа 43-102 в отрасли эксплуатируются более совершенные и мощные установки с кипящим слоем катализатора типа "флюид" (1-А/1М, ГК-3, 43-103). На их долю приходится почти половина проектной мощности установок каталитического крекинга и около двух третей объема переработки тяжелого сырья, хотя по количеству они составляют одну четвертую часть от всех действующих установок. На сегодняшний день установки типа 1-А/1М остаются основным типом отечественных установок на мелкодисперсном катализаторе. Несмотря на то, что эти установки находятся на более высоком техническом уровне по сравнению с установками типа 43-102, но спроектированные еще в 50-х годах, они ииеют ряд недостатков, связанных с первоначальным выбором показателей, принципиальной схемой оборудования и размеров аппаратов. К основным недостаткам этих установок можно отнести неудачную компоновку реакторного блока несоответствие между проектной мощностью и завышенными размерами основных аппаратов установки - реактора и регенератора неудовлетворительную работу морально устаревших газомоторных компрессоров жирного газа 3 и 10 ГК неудовлетворительное охлаждение газобензиновой фракции после ректификационной колонны. [c.8]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология