Регенерация катализаторов пределы температуры

Дегидрирование бутенов в бутадиен проводят в системе из двух реакторов со стационарным слоем катализатора. Один аппарат работает в режиме дегидрирования, второй-в режиме регенерации катализатора (рис. 5.7) [5]. Регенерацию катализатора осуществляют паровоздушной смесью при температуре 620-650 С. Концентрация кислорода в газовой смеси находится в пределах 1-2% (об.). Длительность всего цикла (дегидрирование + регенерация) составляет примерно 30 мин. Операция перехода с фазы дегидрирования на фазу регенерации заключается в замене бутена в парогазовой смеси определенным количеством воздуха [c.108]

В каждом конкретном случае может возникнуть ряд ограничений при регенерации катализатора, связанных с конструкцией корпуса реактора. Так, при использовании футерованных реакторов накладываются ограничения по скорости подъема, (снижения) температуры и давления процесса. Для используемых марок торкрет-бетона можно рекомендовать скорость подъема температуры в пределах 10—12, а снижения 8—10 °С/ч. В случае незащищенных с внутренней стороны футеровкой биметаллических корпусов температура, в аппарате должна быть не выше 500 °С. [c.129]

Аппаратурное оформление процесса во многом аналогично схемам современных установок каталитического риформинга. Общая схема близка к применявшейся в установках гидрокрекинга начального периода. Температура лежит в пределах. 260—400°С, давление 52—133 ат в зависимости от характера сырья и чистоты имеющегося водорода. Обычно процесс осуществляют в две ступени, хотя в некоторых условиях целесообразнее использовать одноступенчатый вариант. Достигаются длительные периоды работы между регенерациями катализатора или до необходимости его замены. В условиях промышленных установок при проектных условиях срок службы катализатора обычно превышает 1—2 года. [c.64]

Одним из наиболее интересных и важных в промышленном отношении гетерогенных каталитических процессов, разработанных 5а последние пятнадцать лет, является каталитический риформинг прямогонных лигроинов и лигроинов крекинга с целью получения высокооктановых бензинов и индивидуальных ароматических углеводородов, В первоначальных работах в этой области использовались гидрогенизационно-дегидрогенизационные катализаторы (окиси молибдена и хрома). Исследования, проведенные при атмосферном давлении, показали, что указанные катализаторы обладают достаточной активностью и избирательностью в реакциях риформинга углеводородов с температурами кипения, лежащими в пределах температур выкипания лигроиновых фракций. Хотя эти катализаторы в результате отложения кокса и теряют свою активность, однако регенерацией воздухом ее можно почти полностью восстановить. [c.464]

Пределы температуры. Избыточная температура при регенерации — наиболее распространенная причина необратимого разрушения катализатора, а иногда даже и реактора. Приведем несколько примеров [c.121]

Температура регенерации катализатора составляет 600—7i60° . Повышение температуры при регенерации стало возможным с применением цеолитсодержащих катализаторов. Тенденция повышения температуры наметилась в последнее время с целью дожига окисп углерода в самом регенераторе. Это необходимо также.для снижения содержания кокса в регенерированном катализаторе, особенно в цеолитсодержащем, где содержание кокса лимитируется в пределах 0,15—0,05% (масс.). Давление в отстойной зоне регенератора обычно поддерживают в пределах 0,03—0,27 МПа. Кратность циркуляции катализатора к сырью зависит от типа системы и составляет от 3 1 до 10 1. [c.68]

С. Средняя зона в виде лифт-реактора соединяет нижнюю и верхнюю зоны регенерации. Устройство средней регенерационной зоны в виде транспортной линии способствует обмену теплом между катализатором и газами регенерации. Температура в этой зоне находится в пределах 482-760 °С. После средней регенерационной зоны катализатор проходит циклонные сепараторы и поступает в верхнюю регенерационную зону. Температура в этой зоне может быть в пределах 538-871 С. Затем часть регенерированного катализатора поступает в нижнюю регенерационную зону для поддержания там необходимой температуры. Особенностью процесса является проведение частичной регенерации катализатора в одной из зон реактора. [c.132]

После подогрева в печи F02 до температуры 255 °С технологические газы тремя потоками входят в конвертор В04. Конвертор В04 заполнен катализатором типа R в количестве 80 т, уложенным на слой керамических шариков. Технологические газы проходят сверху вниз слой катализатора, на поверхности которого происходят реакция Клауса и гидролиз OS и S2. Так как эти реакции проходят с выделением тепла, технологические газы на выходе из конвертора имеют температуру на 60-100 °С выше, чем на входе. Температура газов на выходе из конвертора должна быть в пределах до 355 °С при нормальном режиме и до 400 °С при регенерации катализатора. Для конденсации паров серы и выделения ее в жидком виде технологические газы охлаждаются до температуры 173 °С в трубном пучке конденсатора Е02 и коагуляторе В05, откуда поступают в печь подогрева РОЗ. Жидкая сера из коагулятора В05 через гидрозатворы отводится в серную яму TOI. [c.109]

Обидим для каталитических процессов на поверхности твердых катализаторов является нагрев сырья (бензиновых, дизельных, вакуумных дистиллятов, мазутов) до соответствующих температур ири определенном давлении, контакт с поверхностью катализатора (обычно в реакторах), разделение продуктов реакции и регенерация катализатора (в регенераторах). При нагреве нефтяного сырья в змеевиках печи формируется ССЕ различной степени полидисперсности и продолжительности жизни. Под продолжительностью жизни ССЕ понимается период от начала возникновения ССЕ в исходной фазе до ее разрушения с формированием новой фазы. Продолжительность жизни зависит от природы и размера ядра (г) и толщины и природы адсорбционно-сольватного слоя (/г) ССЕ, от внешних воздействий на систему и может изменяться в широких пределах. Продолжительность жизни при фазовом переходе наименьшая для бензиновых фракций и увеличивается ио мере перехода к сырью с высокими значениями си.т межмолекулярного взаимодействия (наиример, к мазуту). [c.202]

Этот процесс имеет следующие преимущества по сравнению с сернокислотным 1) осуществляется полная и простая регенерация катализатора в пределах самой установки, так как освобождение отработанной фтористоводородной кислоты от смолистых соединений и воды достигается перегонкой 2) не требуется применения холодильных машин для охлаждения реактора, так как вследствие более высокой температуры процесса отнятие тепла достигается водяным охлаждением. Легкость регенерации катализатора дает возможность выгодно вовлекать в процесс пропен и пентены (при сернокислотном процессе это было бы связано с повышенной затратой кислоты) 3) выход алкилата на 1 кг фтористого водорода (840 л) значительно превышает выход при сернокислотном процессе, следовательно, расход катализатора уменьшается. [c.283]

Возможности проведения в емкостных аппаратах процессов на катализаторах с быстро падающей активностью ограничены, так как в отсутствие теплообменных устройств тепло, выделяющееся в сильно экзотермическом процессе регенерации, может привести к спеканию катализатора и потере им активности. Если температура адиабатического разогрева при регенерации превосходит предел термостойкости катализатора, ее снижения можно добиться, разбавляя регенерирующий агент (воздух) азотом или водяным паром. [c.160]

Упрощенная технологическая схема установки каталитического крекинга с движущимся слоем катализатора приведена на рис. 9 [40, 47, 48]. Предварительно подогретое сырье с температурой 200—220 °С подается в трубчатую печь Л где оно еще нагревается до 500 °С, и затем поступает в реактор 2. Температура в реакторе поддерживается в пределах 480— 500 °С, давление , 7—2,2 кгс/см . Парообразные продукты реакции выводятся из реактора и направляются в ректификационную колонну 9, где они разделяются на газобензиновую и газойлевую фракции. Из бункера 3 катализатор с температурой 520—540 °С непрерывно самотеком поступает в верхнюю часть реактора 2. Отработанный катализатор с низа реактора поступает в аппарат 4 для отпаривания от жидких продуктов крекинга. Далее подъемником 5 катализатор направляется в регенератор 6, где с поверхности катализатора выжигается кокс. Регенерированный катализатор с помощью подъемника 5 такого же типа возвращается в реактор. Отходящие газы регенерации для очистки от катализаторной пыли направляются в аппарат 7 и в циклонный сепаратор 8, после которого выводятся из системы. [c.38]

Температура регенерации катализатора смесью воздуха и инертного газа находится в пределах 550—600°. При более высокой температуре прочность катализатора падает. [c.259]

Условия проведения процесса определяются заданием, в котором указываются сырье, температура процесса, объемная (или массовая) скорость подачи сырья, продолжительность процесса без регенерации катализатора и т. п. Скорость подачи сырья определяют исходя нз объема загружаемого катализатора и устанавливают в пределах от 0,5 до 2,0 объемов сырья на 1 объем катализатора в час (при 0°С). Продолжительность опыта определяется необходимостью иметь достаточное количество жидкого продукта для последующих определений выхода бензина, лигроина и газойля [c.129]

С, откуда передается в реактор 4. Сюда же из бункера 5 непрерывно подается по трубе-стояку 6 горячий шариковый катализатор диаметром до 5 мм. Обогащенный коксом катализатор движется вниз, где перед выходом из реактора обрабатывается перегретым водяным паром, с целью отделения летучих углеводородов. Подъемником 10 катализатор подается через бункер 13 в регенератор 12. Регенерированный катализатор с добавкой свежего подъемником 11 вновь передается в бункер 5. Температура в реакторе поддерживается в пределах от 480 до 500°С и давление— от 0,7 до 1,1 ата. Регенерация катализатора производится при температуре около 600°С. Выходящая из слоя катализатора смесь паров продуктов крекинга и водяного пара направляется в ректификационную колонну 7, с верха которой газ, пары бензина и воды поступают в конденсатор 8 и затем в газоотделитель 9. [c.251]

При периодических регенерациях катализатора фракцию масла, выкипающего в пределах 140—200°, вводили в верхнюю часть реактора, в котором поддерживали температуру 100°. Экстракцию продолжали в течение 12—15 час., до тех пор, пока содержание парафина в катализаторе не понижалось до 1—2%. Обычно при этом из одного реактора извлекалось 2—2,5 т парафина. Такой метод обработки растворителем обычно оказывался достаточным для регенерации катализатора, так как при последующем синтезе контракция 55—60% устанавливается при более низкой рабочей температуре. Если обработка этим способом не приводила к восстановлению активности, то ката-лизатор подвергали обработке водородом, пропускаемым через реактор со скоростью 1 ООО м Ыас при температуре около 200° в течение 7—10 час. при [c.293]

Эти аппараты предназначаются для удаления кислотных компонентов (сернистого ангидрида, сероводорода и др.) и одновременно для доохлаждения циркулирующих дымовых газов во время цикла регенерации катализатора. Температура дымовых газов на входе в зависимости от интенсивности теплообмена в сырьевых теплообменниках колеблется в пределах от 75 до 200° С. Скрубберы установок риформинга орошаются водой, на установках гидроочисткн дизельных топлив — раствором щелочи. [c.134]

Возможности проведения в емкостных аппаратах процессов на катализаторах с быстро падающей активностью ограничены, так как в отсутствие теплообменных устройств тепло, выделяющееся в сильно экзотермическом процессе регенерации, может привести к спеканию катализатора и потере им активности. Если температура разогрева при регенерации превосходит предел термостойкости катализатора, [c.264]

Температура катализатора в конверторе В06 должна быть в пределах до 264 С при нормальном технологическом режиме и до 400 °В при регенерации катализатора. Из конвертора ВОб технологические газы с температурой до 264 °С поступают в трубное пространство конденсатора ЕОЗ. Так как реакции, протекающие на катализаторе, экзотермичны, температура газов на выходе из конвертора на 20-40 °С выше, чем на входе. В конденсаторе происходит охлаждение технологических газов для конденсации паров серы. [c.111]

Крекинг-установка с кипящим слоем работает при следующих условиях температура в пределах 471—527 °С, избыточное давление 0,70—1,12 ат, нагрузка от 1 до 3 кг-ч -кг катализатора, отношение массовых расходов катализатора и сырья составляет от 8 до 12. Этот последний показатель характеризует продолжительность использования катализатора, прежде чем возникнет необходимость его регенерации. Режим регенерации температура 566—593 °С, избыточное давление 0,56—0,7 ат, время пребывания катализатора в реакционной зоне регенератора от 20 до 40 сек. В установке с движущимся слоем условия проведения процесса следующие температура от 450 до 493 °С, избыточное давление [c.335]

МПа, циркуляция газа 600-1100 мVм сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч", содержание Н1 в циркулирующем газе 75-95 % (об.). Катализатор А12О3 Р1 С1 (промотирован рением). Продолжительность работы катализатора между регенерацией 5—40 суток. Количество перерабатываемого сырья над катализатором — до 180 мVкг катализатора. Температура при регенерации катализатора поддерживается в пределах 427—566°С, давление 0,7—1,4 МПа, содержание кислорода в инертном газе не более 2 % (об.). [c.32]

Модель идеального вытеснения (4.18) является достаточно грубым упрощением реальной картины-выжига кокса в слое катализатора. Однако с ее помощью получаются качественно верные оценки. Например, подтверждается тот факт, что с увеличением начальной закоксованности катализатора, концентрация кислорода по длине слоя убывает быстрее, а требуемое для полной регенерации катализатора время возрастает [147]. Повышение температуры при регенерации может сказаться на активности катализатора [149]. Температура резко возрастает вначале, когда выгорела лишь незначительная часть кокса. При этом концен-тращ1я кислорода и содержание кокса на катализаторе достаточно велики, и скорость реакции наибольшая. Возрастая, температура в реакторе стремится к некоторому асимптотическому пределу, который зависит от дЬ, Со и То- [c.84]

Аппарат в виде колонны с расширением в верхней части, которое служит для улавливания брызг и вместилищем для образующейся пены, изготовляется из ферросилиция или из нержавеющей стали. Каждая полка барботажной гидратационной колонны по степени перемешивания газа и жидкости ближе к режиму смешения, чем к режиму вытеснения. Однако вследствие значительного количества полок процесс можно рассчитывать по модели вытеснения при противоточном движении фаз. Температура в гидрататоре при помощи острого пара поддерживается в пределах 90— 100°С. Газы, выходящие из верхней части гидрататора и содержащие ацетальдегид, непрореагировавший ацетилен, водяные парР . и другие примеси, поступают в холодильники. В первом конденсируются пары воды, возвращаемые в гидрататор, а во втором — ацетальдегид и вода, направляемые в сборник. Нескондеисировав-шиеся газы подаются в абсорбер, где альде[ид извлекается водой, охлажденной до 10°С, а пепрореагировавший ацетилен возвращается снова в процесс. При этом около 10% газа непрерывно отбирается с целью удаления азота и диоксида углерода, чем и предотвращается их чрезмерное накопление в циркулирующем газе. Ацетальдегид далее подвергается ректификации. Выходящая из гидрататора катализаторная жидкость направляется в отстойник (для улавливания ртути) и затем на регенерацию. Катализатор-иая жидкость содержит примерно 200 г/л серной кислоты, 0,5— [c.183]

Комбинированное использование двухкомпоцентного цеолитсодержащего катализатора для алкилирования изопарафинов олефинами и каталитического крекинга предусмотрено в схеме, описанной в работе [19]. Углеводороды, кипящие в пределах температур кипения газойля, подвергают крекингу на регенерированном двухкомпонентном катализаторе, состоящем из обычного цеолитсодержащего катализатора и синтетического цеолита ZSM-5. Условия процесса подбирают таким образом, чтобы обеспечить максимальный выход бензина и низкокипящих углеводородных газов, содержащих олефины и парафины. Газовую часть отделяют от бензина и направляют для контактирования со свежим катализатором. Содержащийся в нем цеолит ZSM-5 способствует алкилированию, циклизации и ароматизации. Продукты второй стадии смешивают с продуктами крекинга перед их фракционированием. Закоксованные катализаторы с I и II стадий крекинга объединяют и подвергают регенерации. Регенерированная смесь используется для крекинга газойля. [c.270]

Регенерацию катализатора гц)оводят через каждые 3- 4 мес. в случае значительного снижения активности катализатора, которая не может быть компенсирована подъемом температуры в допустимых технологическим регламентом пределах. Целью регенерации является выжиг кокса, отложившегося на катализаторе в процессе реакции. [c.36]

В первом слое ванадиевого катализатора при температуре 420 С и объемной концентрации SOg, указанной выше, практически все количество SOg превращается в серный ангидрид SO3. Если температура на входе понизится до 400°С, снижается степень конверсии SOg. В то же время температура не должна превышать 450°С, так как это вызывает повышение температуры на выходе из слоя до 620 С и снижение конверсии. Из-за экзотермичности реакции окисления SOg в SO3 оптимальная температура на выходе из первого слоя катализатора поддерживается на уровне 580-600°С. Перед поступлением во второй слой к потоку подводится технологический воздух и слой охлаждается до 440°С. После прохождения второго слоя катализатора выходная температура потока газовой смеси составляет примерно 460°С, и практически весь остаток SOg окисляется до SO3. Завершение реакции осуществляется в третьем слое катализатора, где повышение температуры на выходе из-за малого количества SOg в потоке незначительное. Для оптимизации конверсии катализатор в конверторе насыпается равномерно, чтобы газ проходил по всему сечению катализатора. После третьей ступени конверсии газовый поток поступает в теплообменник Е-2114, где охлаждается до 220 С воздухом от воздуходувок BW-2101A/B. Тепло нагретого до 185-240 С воздуха используется для регенерации силикагеля и молекулярных сит в осушителях воздуха. Предварительно охлажденный поток газа далее поступает в холодильник Е-2115 на окончательное охлаждение до температуры 40°С. До холодильника в поток газа вводится технологический осушенный воздух для разбавления SO3 до концентрации 3,5% об. Поддержание температуры газовой смеси в пределах оптимальной производится автоматической регулировкой температуры и расхода охлаждающей воды. При прохождении потока газа через холодильник возможно образование небольшого количества олеума, который накапливается в его нижней [c.303]

Регенерация катализатора — сильно экзотермический процесс. Поэтому при ее проведении должны приниматься меры для предотвращения чрезмерного подъема температуры в слое катализатора, иначе может произойти термическая дезактивация последнего (спекание), связанная с этим закупорка конвертора и, даже, как показал опыт, расплавление и зажигание стальных стенок аппарата. В соответствии с этим допустимый верхний предел температуры регенерации, прежде всего, определяется термостойкостью катализатора. Так, для алюмосиликатных катализаторов крекинга, катализаторов ароматизации (СггОз или МоОз на А12О3) температура регенерации не должна превышать 560—590° С [2, 3]. Снижения температуры разогрева катализатора при регенерации можно добиться как разбавляя регенерирующий агент (воздух) инертным компонентом, так и охлаждая зону реакции. Температура начала регенерации определяется, видимо, не только структурой зерен катализатора, но и его составом, поскольку окислы могут оказывать некоторое каталитическое воздействие на выгорание углерода [4]. Обычно начальные температуры регенерации лежат около 500° С. [c.168]

Продолжительность регенерации катализатора может изменяться в широких пределах в зависимости от содержания кокса количества подаваемого теплоносителя и температуры процесса. Количество кокса, образующегося на катализаторе, зависит от характеристик перерабатываемого сырья и находится в пределах от 5 до 20% вес. Дпя съема избыточного тепла используется водяной пар в количестве 350-900 нм /ч на 1 м катализатора. Увеличение количе -ства теплоносителя способствует ускорению процесса в целом, однако расход теплоносителя ограничен гидравлическим сопротивлением системы. Температура процесса в зависимости от характеристик катализатора, конструкции реактора и других факторов поддер -живается не выше 550°С, Давление при паровоздуш -ной регенерации не выше 3 ат. [c.66]

Результаты, полученные по гидроформингу лигроинов, опубликовали Г. Н. Маслянский, Е. И. Межебовская и В. С. Холяв-ко. С одной стороны, с точки зрения предотвращения процесса коксообразования процесс гидроформинга следовало бы проводить при возможно более высоких давлениях водорода однако поскольку реакции ароматизации являются реакциями дегидрирования, при увеличении давления водорода равновесие будет сдвигаться в сторону возрастания концентрации исходных углеводородов. Таким образом, при гидроформинге давление водорода должно быть ограничено такими пределами, при которых Б условиях выбранных температур оно не препятствовало бы глубокой ароматизации перерабатываемого сырья. Поскольку гидроформинг проводился с периодической регенерацией катализатора, по технологическим соображениям было затруднительно работать при давлениях выше 20—30 ат. На основании термодинамических соображений, учитывая равновесные соотношения, которые складываются в зависимости от температуры и давления водорода при ароматизации некоторых парафиновых и циклогексановых углеводородов, авторы при- [c.256]

При постепенном снижении производительности установки по сырью на 20-25% температура процесса повышается вследствие относительно большего прито -ка тепла в реактор с регенерированным катализатором. Объемная скорость при этом уменьшается, а кратность циркуляции катализатора увеличивается. Абсолютный выход кокса в процессе изменяется незначительно, что позволяет вести регенерацию катализатора без напряжения и поддерживать остаточнде содержание кокса на катализаторе в пределах 0, -0,26% вес. [c.48]

Катализатор фирмы Доу представляет собой сложный фосфат кальция и никеля, состав которого приближенно выражается формулой agNi (POJe- Удельная поверхность катализатора от 2,7 до 7,3 м г, насыпная плотность 1 г/мл, истинная плотность около 2,5 г/мл. Свежий катализатор перед подачей сырья подвергается активации. Вначале образец прогревается при 200—300 °С в атмосфере азота или Og. Затем температура повышается со скоростью 25—50 °С/ч и доводится до 600 °С с одновременной подачей пара (расход пара не менее 800 м /(м катализатора ч). После достижения 600 °С к пару начинают добавлять воздух вначале со скоростью 5, а в конце 100—150 м /(м катализатора ч), причем температура слоя катализатора не должна превышать 650 °С. На промышленной установке эта операция длится около 30 ч [68]. Процесс дегидрирования чередуется с окислительной регенерацией катализатора, причем продолжительность каждого цикла не более 30 мин. В лаборатории достигнутая глубина конверсии сырья (м-бутиленов) составляла 20—45% нри селективности 93—97%. Рекомендуемые показатели промышленной установки равны соответственно 35% и 86— 88%. Контактирование начинают при 525 °С и затем постепенно повышают температуру для обеспечения требуемой глубины конверсии. Процесс ведется нри разбавлении водяным паром, причем минимальное объемное (мольное) соотношение пар сырье равно 18. Оптимум объемной скорости иодачи углеводородов лежит в пределах 90—150 (для указанной длительности циклов контактирования и регенерации). Процесс регенерации сходен со стадией первоначальной активации катализатора допускается подъем температуры в слое до 675 °С. Для дегидрирования амиленов рекомендуется [c.122]

В соответствии с режимом давления при регенерации продувка и заполнение циркуляционной системы после сброса давления производится последовательно сначала под собственным давлением инертного газа (8 ama), а затем компрессорами для подачи воздуха. Кратность циркуляции газов регенерации лимитируется подачей циркуляциопиого компрессора и составляет при давлении регенерации ири]мерно 750—800 катализатора в час ири выжиге и 350—400 нм /м при пониженном давлении прокалки. Регулирование процесса выжига при постоянной подаче газов регенерации производится изменением температуры нагрева в печи и концентрации кислорода в газовоздушиой смеси, которую рекомендуется поддерживать в пределах от 0,2% об. в начале до 1,2% об. в конце выжига и допускается увеличивать до 2,0% об. при прокалке. Продолжительность выл- ига зависит от содержания кокса и серы на катализаторе и режима процесса регенерации и составляет примерно 2— суток при суммарной затрате времени на регенерацию, с учетом вспомогательных операций порядка 4—6 суток. [c.44]

Краткое описание. Современные требования ресурсосбережения диктуют необходимость ра-и ионального использования всех видов отходов и побочных продуктов производства. Особое значе-н ие эта проблема имеет для газоперерабатывающих производств, работающих на сернистом сырье, твердые отходы которых содержат токсич-н ые смолы, углерод и сернистые соединения. Суть сэвременной технологии по обезвреживанию и регенерации отработанных сорбентов и катализаторов заключается в термической регенерации отработанных сорбентов. Температура процесса мо-х ет изменяться в широких пределах от 350 до 1200 °С. Регулируется состав газовой среды - от окислительной до восстановительной. Имеется возможность подачи водяного пара, инертных газов и других активных агентов, способствующих реактивации. Регулируется время нахождения сорбента в активной зоне. Предусмотрено фрак-I ионирование регенерированных сорбентов. Отработанный активированный уголь, прошедший обработку на данной установке, полностью восстанавливает свои первичные свойства и может г овторно быть использован в процессах очистки [c.51]