Реакторы каталитические оптимального варианта

С появлением электронных вычислительных машин методом количественного анализа процессов химической технологии становится математическое моделирование. Принципы математического моделирования контактно-каталитических реакторов разработаны Боресковым [11 и Слинько [3]. Математическое моделирование процессов химической технологии сводится к математическому описанию всего процесса в целом [4] и по отдельны.м его стадиям [5, 61. Оно включает воспроизведение и анализ моделей на электронных вычислительных машинах как в целом для процесса, так и по стадиям. Таким образом, вместо многоступенчатого воспроизведения самого процесса, как это делается с применением теории подобия при физическом моделировании, при математическом моделировании воспроизводится сама модель, что требует меньших затрат средств и времени. Весьма существенна при этом возможность довольно быстрого воспроизведения оптимальных вариантов модели, т. е. оптимизации математической модели, а следовательно, и самого процесса. [c.6]

В целях доведения расхода пара в реактор до уровня современных установок каталитического крекинга (2—3 % масс, от сырья), обеспечения оптимальных температур и массовых скоростей подачи сырья ГрозНИИ и Грозгипронефтехим разработали варианты реконструкции с использованием лифт-реакторов с прямоугольными поворотами или реакторов с форсированным псевдоожиженным слоем катализатора (рис. 6.22). По последнему варианту все внутренние устройства реактора (беспровальная и провальная решетки, цилиндрическая обечайка секции отпаривания и паровые маточники) демонтируют и вместо них внутри корпуса реактора устанавливают два реактора с форсированным псевдоожиженным слоем (диаметром 2 м и высотой 8 м) и цилиндрическую центральную вставку для секции отпаривания (диаметром 2,8 м и высотой 8 м). Пространство между центрально расположенной новой цилиндрической вставкой и вертикальными реакторами засыпают прокаленной диатомовой крошкой. Общее количество пара, подаваемого в реактор, сокращается в [c.250]

Каким же образом быстро решить вопрос о наилучшем варианте из всех возможных конструкций химического реактора Как найти наиболее выгодный технологический режим (температуру, давление, концентрацию, вид и количество катализатора) для созданной конструкции реактора и обеспечить оптимальный выход продукции Решение проблемы во многом облегчает математическое моделирование. Впервые задачи по математическому моделированию химических процессов были сформулированы и решены еще в 1958 г. Г. К. Боресковым — директором Института катализа Сибирского отделения АН СССР. Возможность теоретически рассчитывать промышленные реакторы исходя только из лабораторных опытов не имела прецедента в мировой конструкторской практике, в химической технологии. Вначале ввиду сложности математического аппарата казалось, что работы Г. К. Борескова имеют чисто теоретический интерес. Однако уже в ближайшее время обнаружилась их большая практическая значимость, и они получили высокую оценку. Следует отметить, — заявил в 1964 г. в речи на годичном собрании президент АН СССР М. В. Келдыш, — работы Института катализа Сибирского отделения нашей академии по методам математического моделирования химических процессов, в частности процессов катализа, с помощью электронных цифровых и аналоговых вычислительных машин. Эти методы были применены к важнейшим промышленным каталитическим процессам — окислению двуокиси серы в серный ангидрид для производства серной кислоты, получению мономеров для производства синтетического каучука, пластмасс — и к некоторым другим процессам Ч [c.317]

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]

В результате исследования истории развития процесса каталитической изомеризации углеводородов С5-С6 установлена тенденция к совершенствованию технологии, направленному на улучшение термодинамических условий в реакторе за счет применения более эффективных катализаторов, предварительного выделения изоалканов исходного сырья и рециркуляции непревращенных н-алканов катализата. Па основании результатов проведенного расчетного анализа методов ректификации в процессе изомеризации углеводородов С5-С6 определены оптимальные варианты их применения. [c.23]

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]

В целях доведения расхода пара в реактор до уровня современных установок каталитического кpeки гa (2—3 % масс, от сырья), обеспечения оптимальных температур и массовых скоростей подачи сырья ГрозНИИ и Грозгипронефтехим разработали варианты реконструкции с использованием лифт-реакторов с прямоугольными поворотами или реакторов с форсированным псевдоожиженным слоем катализатора (рис. 6.22). По последнему варианту все внутренние устройства реактора (беспровальная и провальная решетки, цилиндрическая обечайка секции отпаривания и паровые маточники) демонтируют и вместо них внутри корпуса реактора устанавливают два реактора с форсированным псевдоожиженным слоем (диаметром 2 м и высотой 8 м) и цилиндрическую центральную вставку для секции отпаривания (диаметром 2,8 м и высотой 8 м). Пространство между центрально расположенной новой цилиндрической вставкой и вертикальными реакторами засыпают прокаленной диатомовой крошкой. Общее количество пара, подаваемого в реактор, сокращается в 3—4 раза и составляет в зону отпаривания 3 т/ч и в форсунки на распыливание сырья 0,5 т/ч. В результате снижения расхода водяного пара на существующем оборудовании (реактор, ректификационная колонна и конденсаторы-холодильники) дополнительно перерабатывается 50—60 т/ч свежего сырья. Производительность реакторного блока по данному варианту реконструкции увеличивается в 1,6 раза по сравнению с проектом. С учетом применения высокоэффективного цеолитсодержащего катализатора с редкоземельными элементами предусматривается довести массовую скорость подачи сырья в реактор до 20—25 ч- . [c.252]

Установка каталитического крекинга типа ГК отличается от установки 1-А/1-М тем, что в реакторе и регенераторе применено секционирование зон и соосное размещение регенератора под реактором, а также повышенным давлением в регенераторе. Соосное расположение реактора и регенератора в блоке крекинга установки типа ГК не позволило применить для реконструкции технические решения, аналогичные для установок 1-А/1-М. ГрозНИИ было предложено в период использования катализатора КМЦР-2 эти блоки усовершенствовать, уменьшив объем псевдоожиженно-го слоя в реакторе с доведением массовой скорости подачи сырья до 4-5 ч Это было достигнуто уменьшением реакционной зоны — установкой вертикальных перегородок в реакторе. Несмотря на положительные результаты по увеличению выхода бензина, полученного в переоборудованном по данному варианту реакторе, условия крекинга сырья на цеолитсодержащем катализаторе все-таки не достигают оптимальных значений по температуре реакции и массовой скорости подачи сырья, кроме того, повышается расход пара. В целях доведения расхода пара до уровня современных установок каталитического крекинга (2-3% мае. от сырья), ГрозНИИ совместно с Грозгипронефтехимом разработал два варианта реконструкции реактора с испо.пьзованием лифт-реактора с прямоугольными поворотами и с форсированным псевдоожиженным слоем катализатора (см. рис. 2.5 б). По последнему варианту все внутренние устройства (решетки, цилиндрическая обечайка, секции отпаривания и паровые маточники) демонтируют, а вместо них устанавливают два реактора с форсированным псевдоожиженным слоем (диаметром 2 м и высотой 8 м) и цилиндрическую центральную вставку для секции отпаривания (диаметром 2,8 м и высотой 8 м). Пространство между цилиндрической вставкой и вертикальными реакторами засыпается диатомовым кирпичом (крошкой). Общее количество пара в реакторе сокращается в 3-4 раза и составляет в зоне отпаривания 3 т/ч, а для распыления сырья в форсунках — 0,5 т/ч. Это позволяет увеличивать производи- [c.60]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология