Реактор катализатором

От объемной скорости подачи сырья зависит объем катализатора, загружаемого в реактор. Это в свою очередь отражается на габаритах реактора. Количество загружаемого в реактор катализатора Уц рассчитывают следующим образом [c.79]

Во время регенерации катализатора производят анализы газа, входящего в реакторы и выходящего из них, на содержание кислорода, оксида и диоксида углерода. К выгрузке катализатора из реакторов приступают только после регенерации его 1г продувки инертным газом. Нельзя выгружать из реакторов катализатор в нерегенерированном или непассивированном состоянии. [c.88]

V — объем реактора (катализатора), и [c.20]

После ремонта одной из систем гидратации этилена было проведено гидравлическое испытание аппарата. После окончания ремонтных работ воду и системы удалили и все аппараты и трубопроводы подвергли продувке инертным газом. После загрузки реактора катализатором провели опрессовку системы на герметичность инертным газом давлением 7,7 МПа (77 кгс/см ). Убедив-щись в герметичности, давление в системе снизили до 4,0 МПа (40 кгс/см ) при таком давлении оставили систему в резерве. Через двое суток сменному персоналу было дано указание подготовить систему к пуску и начать ее разогрев. В день пуска системы произошло похолодание и часть оборудования и трубопроводов, находившаяся на наружной этажерке, подверглась воздействик> отрицательных температур. [c.313]

Применение носителей позволяет снизить содержание активных компонентов в катализаторах, что особенно важно в случае использования дорогостоящих металлов. В зависимости от типа реакторов катализаторы на носителях изготавливают в виде таблеток, шариков или микросфер. [c.209]

Перед загрузкой в реакторы катализатор должен быть восстановлен чистым водородом при 400°. Учитывая высокую температуру, восстановление проводят не в реакторах синтеза, а на специальной установке. Восстановление необходимо проводить в течение часа, так как длительное термическое воздействие вредно для катализатора. [c.84]

В реактор из специальной емкости транспортирующей жидкостью (рис. 4.9). В реакторе катализатор осаждается, а жидкость возвращается вновь в емкость с катализатором. Реактор многополочный, причем нижняя часть толки ограничивается конусообразным днищем. Такая конструкция реактора, как утверждается, обеспечивает перераспределение газосырьевого потока от слоя к слою и более равномерное в целом распределение потока по сечению реактора. Она также обеспечивает быструю и полную разгрузку катализатора. [c.165]

Известны варианты использования катализаторов с различной пористой структурой путем послойной их загрузки [пат. Англии 2073770, США 4306964], смешением различных катализаторов [пат. США 3870623 ], созданием двухреакторной системы с использованием в реакторах катализаторов, различающихся структурой [пат. США 3830728, 4212729, Франции 2482126]. Размещение более широкопористого катализатора в первом по ходу сырья слое позволяет улучшить селективность работы загрузки катализатора. В первых слоях идет, в основном, конверсия высокомолекулярных металлсодержащих соединений с адсорбцией металлов, а в последующих слоях идут реакции сернистых соединений. Разность в поровой структуре катализаторов может быть весьма значительна. Например [пат. США 4306964], в первом слое может быть загружен катализатор основной объем пор которого приходится на поры 10-20 нм,, а в последнем 3-8 нм. Такие системы предлагаются для гидрообессеривания остаточного нефтяного сырья с высоким содержанием металлов. [c.108]

С понижением температуры поступающего в реактор катализатора уменьшается средняя температура в зоне крекинга и наоборот. [c.81]

У Вес поступающего в реактор катализатора, т/час [c.83]

Содержание кокса на отводимом из реактора катализаторе составляет от 0,8 до 1,5%, а на регенерированном катализаторе около 0,5% вес. Количество добавляемого в систему свежего катализатора составляет 0,10—0,30 т на 100 т исходного сырья. [c.127]

В последнее время уделяется внимание процессу платформинга с непрерывной регенерацией движущегося катализатора. В этом процессе три реактора расположены друг над другом и выполнены в виде одной конструкции. Катализатор из первого (верхнего) реактора перетекает во второй, затем в третий. Из последнего реактора катализатор подается в специальный регенератор и после регенерации вновь поступает в первый реактор. Таким образом осуществляется непрерывный процесс, при этом удается поддерживать более высокий средний уровень активности катализатора, чем в системах со стационарным катализатором. [c.41]

Понижение температуры в реакционной зоне быстро дает положительные результаты и достигается снижением температуры паров сырья на выходе пк из печи или охлаждением поступающего в реактор катализатора путем понижения температуры его внизу регенератора. [c.147]

Одной из основных величин, предопределяющих при проектировании объем и размеры реактора, является массовая скорость. На установках флюид процесс крекинга осуществляют с массовой скоростью от 0,8 до 3,0 т исходного сырья на 1 ти находящегося в крекинг-зоне реактора катализатора. [c.151]

Катализатор из кипящего слоя опускается в десорбер, где отпаривается в противотоке с водяным паром. Десорбер секционирован семью каскадными перфорированными конусами, препятствующими созданию поршневого режима. В нижней части десорбера установлены кольцевые коллекторы для ввода водяного пара, в верхней части — форсунки для ввода шлама, т. е. части остатка из ректификационной колонны, содержащего унесенный из реактора катализатор. [c.223]

Заполнение реактора катализатором. После открытия задвижки на трубопроводе регенерированного катализатора последний начинает поступать в реактор и заполнять его. Когда уровень катализатора поднимется на достаточную высоту, открывают вторую задвижку с целью возврата катализатора в регенератор по второй О-образной линии и переходят на циркуляцию. [c.271]

Содержание кокса на выводимом из реактора катализаторе (см. форму.тту (15) в главе П) [c.290]

В процессе платформинга фирмы ПОР (США) с движущимся катализатором, циркулирующим между реактором и регенератором, три реактора расположены друг над другом и выполнены в виде одного колонного аппарата, разного диаметра по высоте. Катализатор из первого (верхнего) реактора перемещается во второй, а из второго в третий. Из нижнего реактора катализатор транспортируется в регенератор.. Технологическая схема установки представлена на рис. 1У-4. Сырье насосом 5 подается в продуктовый теплообменник 6, предварительно смешиваясь с циркуляционным водородсодержащим газом, а затем поступает в змеевик первой секции многосекционной печи 7. Нагретая до 520 °С газосырьевая смесь вводится в реактор 2. [c.42]

Изучение влияния технологических параметров комбинированного процесса на его показатели и качество получаемого катализата проводили при давлении 3,0 МПа, циркуляции водородсодержащего газа 1200 нл/л сырья, температуре и объемной скорости подачи сырья по первому реактору (катализатор АП-64) соответственно 460-470°С и 3-4 час и по второму реактору (катализатор СГ-ЗП) соответственно 440-460"С и 5 час . В качестве сырья использовали фракцию, характеристика которой приведена в таблице 5.8. Некоторые результаты опытов представлены в таблице 5.9. [c.131]

Известно, что состояние равновесия конвертированного газа зависит от давления, температуры и молярного соотношения компонентов исходной смеси. Изменяя указанные параметры, можно получать газ различного состава в зависимости от требований производства. В качестве катализатора используют активированный алюминием никель на огнеупорном носителе. Сажи в данном процессе не образуется. Процесс проводится в одну ступень при температуре 1200°. Срок жизни катализатора составляет несколько лет. Необходимым условием работы катализатора является равномерное и полное заполнение реактора катализатором (отсутствие пустот). При наличии последних возможно протекание гомогенных реакций, которые ведут к образованию сажи. [c.105]

Типы реакторов для окисления 802- В реакторах катализатор может размещаться на решетках внутри труб, причем трубы могут быть заполнены полностью или частично. Катализатор может также находиться на решетках и вне труб в этом случае он не перекрывает все сечение полностью. [c.340]

В таких реакторах катализатор размещается в нескольких последовательно расположенных слоях, причем возможны различные варианты регенерации с подачей всего количества кислорода в первый слой или с его распределением между слоями. [c.318]

Здесь основная масса поступающего в реактор катализатора отводится через отводной стояк. [c.46]

В настоящее время наиболее распространен платформинг в стационарном слое катализатора (нерегенеративный способ) продолжительность работы катализатора между регенерацией достигает 360 суток. В последнее время уделяется внимание процессу платформинга с непрерывной регенерацией движущегося катализатора. В этом процессе три реактора расположены друг над другом и выполнены в виде одной конструкции. Катализатор из первого (верхнего) реактора перетекает во второй, затем в третий. Из последнего реактора катализатор подается в специальный регенератор и после регенерации вновь поступает в первый реактор. Таким образом осуществляется непрерывный процесс, при этом удается поддерживать более высокий средний уровень активности катализатора, чем в системах со стационарным катализатором. [c.11]

В процессе платформинга фирмы ПОР (США) с движущимся катализатором, циркулирующем между реактором и регенератором, три реактора расположены друг над другом и выполнены в виде одного колонного аппарата, разного диаметра по высоте. Катализатор из первого (верхнего) реактора перемещается во второй, а из второго в третий. Из нижнего реактора катализатор транспортируется в регенератор. Технологическая схема установки представлена на рисунке 1.2. [c.12]

Более сложной является конструкция полочных контактных аппаратов (рис. VH.2 и VH.3), пригодных для проведения реакций, обладающих заметным тепловым эффектом. В полочных реакторах катализатор находится на нескольких расположенных друг над другом перфорированных полках. Тепло реакции отводится или подводится в теплообменниках, через которые проходят реакционные газы, переходя с полки на полку. Такие теплообменники устанавливают либо внутри аппарата (рис. VH.2), либо вне его (рис. VH.S). В полочных реакторах по высоте каждого слоя неизбежно возникае г перепад температуры. Последний можно свести к минимуму, уменьшая высоту слоев, однако это неизбежно приводит к увеличение, числа полок и соответственно к усложнению и удорожанию аппарата. Кроме того, слишком низкие слои зернистого катализатора обычно непригодны, так как, если высоту слоя можно сравнить с размеров частиц катализатора, могут возникать нежелательные явления из-за поперечной неоднородности слоя (местные перегревы и проскока газа в местах с наименьшим гидравлическим сопротивлением), ведущие к ухудшению показателей или к срыву процесса. При проведении процессов в полочных реакторах вместо устройства промежуточных теплообменников иногда применяют промежуточный ввод холодного (горячего) сырья или инертного компонента. [c.265]

Современные системы крекинга с циркуляцией катализатора по конструктивному оформлению коренным образом отличаются от системы крекинга с неподвижным слоем катализатора. Современные установки с непрерывно действующими реакторами и регенераторами не только дешевле установок прежних конструкций, но и более гибки в экснлуатацпоином отношении. (На таких установках процессы крекинга углеводородов и регенерации катализатора могут проводиться как в мягких, так и в жестких температурных условиях, а активность поступающего в реактор катализатора может непрерывно поддерживаться на одном и том же желательном уровне путем ввода в систему свежего катализатора. [c.6]

Глубину крекинга сырья и содержание кокса в уходящем из реактора катализаторе можно регулировать не только Путем изменения объемной скорости и температуры реакции, но и путек изменения кратности циркуляции катализатора. При данной зйгрузке [c.83]

Пример 2 П роизьодительность реактора В = 100 тп1час све-н его сырья. Вы,- од кокса кс = 5 т1час. Допустимое содержание кокса на виходящем из реактора катализаторе = 1,6% вес. Содержание р кокса на регенерированном катализаторе в среднем равно 0.2% вес. Определить весовую кратность циркуляции катализатора [c.22]

СИМ ости от активности равновесного катализатора, давления в реакторе и т. д. В последнее время на некоторых установках флюид в с1вязи с переходом на переработку легко крекирующихся дистиллятов тяжелого фракционного состава и применением катализаторов повышенной активности количество находящегося в реакторе катализатора было снижено, а объемные скорости увеличены- [c.149]

Высота кипящего слоя катализатора и в реакторе и в регещу раторе равна примерно 4,5—5,5 м- При данном весе катализатора, находящегося в слое, высота и Цлотность последнего зависят от скорости поступления паров сырья в рабочую зону и глубины его крекинга. Таким образом, высоту слоя и время пребывания сырья в рабочей зоне можно менять не только путем увеличения количества загружаемого в реактор катализатора, но и путем изменения количества перерабатываемого сырья и глубины его разложения. [c.149]

Средний молекулярный вес их равен 24—28. С увеличением концепт рация в газах водорода, что может иметь место, например, при накоплении на катализаторе металлов (никель, ванадий и др.), плотность газов снижается. Потоки газов, отводимых из газосе-параторов крекинг-установок, а также из абсорберов, содержат большее или меньшее количество инертных газов, в некоторых случаях до 10% по объему, считая на сухой газ. Инертные газы вносятся в реактор катализатором и затем поступают вместе с продуктами реакции в секцию фракционирования. [c.233]

Подъем регенерированного и закоксованного катализатора осуществляется ковшевыми элеваторами 12. В реактор катализатор поступает самотеком из бункера 13. Закоксованный катализатор перемещается элеватором в регенератор И. Производительность регенератора по выжигу кокса 1720 кг1час (приблизительно 3% вес. на свежее сырье реактора). [c.236]

В реакторе расположены распределительная решетка, циклоны в отпарная секция. В отпарную секцию, находящуюся в центре нижней половины цилиндрической части реактора, катализатор поступает через щели. Выходящие из этой секции пары присоединяются вверху реактора к потоку продуктов реакции. Размеры реактора высота 21 м, мaк имaльный внутренний диаметр 9,15 м. Отвод из реактора катализатора в количестве до 64 m MUH регулируется задвижкой, установленной на стояке. [c.262]

Сырье, загрязненно1 поступающей из реактора катализатор-йой пылью, откачивают с низа колонны в резервуар. [c.271]

Двухступенчатая крекинг-установка [194]. В первой ступени крекинг солярового дистиллята осуществляется в прямоточном вертикальном реакторе непрерывного действия, который является частью трубопровода пневмоподъема катализатор (рис. 115). Весь поступающий в реактор катализатор выводится с верха его в виде взвеси. По принципу действия этот реактор подобен реактору установки флюид модели I. [c.273]

Устройство и работа конвертора модели В описаны раньше (см. стр. 178). Количество направляемого в регеператор катализатора регулируется клапаном, находящимся у основания ствола пневмоподъемника, а количество поступающего в реактор катализатора — клапаном у выводного отверстия стояка. Воздух для сжигания кокса нагнегаегся трехступенчатой центробежной воз- [c.276]

При гидроочистке тяжелых гайзойлей производительность за цикл равна в среднем 24 м сырья на 1 кг катализатора [20]. Оптимальное число циклов, обосновываемое главным образом экономическими соображениями, зависит от характеристик сырья, метода регенерации катализатора, скорости падения его эффективности и т. д. Каналообразование в слое находящегося в реакторе катализатора сокращает срок его службы. [c.54]

Температурой процесса считается среднее значение температуры реагирующих продуктов и катализатора в рабочей зоне реактора (обычно замеряют температуру верха, середины и низа реакционной зоны). Температура каталитического крекинга во многом определяется степенью нагрева поступающих в реактор катализатора и сырья. Имеющиеся данные о температурных режимах в реакторном блоке /9/ свидетельствуют о значительном диапазоне температур, при которых проводятся каталитические процессы. В реакторах с плотным кипящим слоем катализатора температура процесса изменяется от 424 до 704 С, для ли4 -реакторов наиболее распространенный интервал температур 532—538°С. В табл. 1 приведен сослав и характеристики продуктов крекинга вакуумного газойля ромаш-кинской нефти плотностью = 0,914 при различных температурах процесса. Использовался алюмоси>1икатный катализатор с индексом активности 51,1, кратность циркуляции составляла 5,5 1. [c.30]

Для систем с циркулирующим катализатором большое значение имеет соотношение катализатора и сырья (коэффициент циркуляции катализатора равен отношению объемов (или массы) поступающего в реактор катализатора на 1 объем (или массу) сырья за измеряемый промежуток времени). Дли систем со стационарным слоем подвилшой или ненодвижной каталитической 1ПИХТЫ коэффициент циркуляции катализатора эквивалентен времени катализа между двумя последовательными регенерациями. Совокупность перечисленных факторов и определяет заданную глубину превращения сырья. [c.270]

Приведенные примеры относятся к гомогенным реакциям, которые осуществляют в реакторах вытеснения, представляющих собой трубу, заполненную лишь реагирующей средой. Реакторы вытеснения также широко используют для проведения гетерогенных каталитических реакций. В этом случае их заполняют частицами твердого катализатора, вследствие чего такие аппараты часто называют реакторами с неподвижным слоем твердых частиц. Эти реакторы используют для синтеза аммиака, метанола и для осуществления большого числа других важных гетерогенных реакций. Сам реактор обычно состоит из многих десятков или даже сотен трубок, соединенных параллельно и закрепленных между двумя трубными решетками, как это имеет место в кожухотрубном теплообменнике. Диаметр трубок, как правило, равен нескольким сантиметрам, а их длина достигает нескольких метров. На рис. 1 показана несколько устаревшая конструкция реактора для синтеза аммиакаСмесь азота и водорода поступает в реактор сверху, затем проходит вниз, внутрь стального кованого корпуса. Это сделано для предотвращения перегрева металла. Затем газ поднимается по пучку трубок, в которых его температура повышается за счет теплообмена с катализатором. В рассматриваемом реакторе катализатор укладывают на решетку в межтрубном пространстве. Газ, выходящий из трубок, сверху направляется вниз через слой катализатора, нагревается за счет тепла реакции и выходит из аппарата. [c.13]

Применение рассматриваемых методов расчета представляет большой интерес для многослойных реакторов, например реакторов платфор/минга, гидрокрекинга, гидроизомеризации и т. л. В таких реакторах катализатор располагается в нескольких последовательно расположенных слоях, причем имеется возможность различных вариантов регенеращии с подачей всего количества кислорода в первый слой или с его распределением между слоями. Большое число возможных вариантов практически иоключает определение оптимального режима при экспериментальном исследовании, и выбор между различными вариантами регенерации может быть сделан только методами математического моделирования. [c.156]