Реакторы каталитические трубчатые

Рис. 23. Каталитический трубчатый реактор для эндотермических процессов

Катализаторы конверсии природного газа с водяным паром. Процесс паровой каталитической конверсии природного газа является наиболее распространенным способом промышленного получения водорода. Этот эндотермический процесс обычно осуществляют в трубчатых реакторах с внешним газовым обогревом, Наиболее перспективным и экономичным считается процесс паровой конверсии под давлением 20—30 атм. Однако наибольшее количество публикаций за рассматриваемый период посвящено. не этому варианту процесса, а конверсии природного газа при более низком давлении. Эти материалы касаются, в основном, вопросов усовершенствования данного процесса в его простейшем одноступенчатом и двухступенчатом вариантах, а также возможностей применения новых никелевых катализаторов (табл. 11). [c.34]

Сырье насосом 1 (фиг. 27) подается через теплообменники 2, обогреваемые легким и тяжелым каталитическими газойлями, в змеевики трубчатой печи 3, где оно нагревается до требуемой температуры и в паровой фазе направляется в реактор 4. [c.95]

Основными методами переработки природного газа являются каталитическая парокислородовоздушная и парокислородная конверсии метана под давлением 0,07 МПа, каталитическая парокислородная конверсия метана под давлением 2 и 2,5 МПа в шахтных реакторах и паровоздушная (без применения кислорода) каталитическая конверсия в трубчатых печах высокотемпературная (метод частичного окисления) конверсия метана под давлением 2—3,5 МПа. На отечественных заводах наиболее распространен метод парокислородовоздушной конверсии метана. Этот процесс ведут в шахтных конверторах при атмосферном давлении. [c.34]

Изобразите схему каталитического трубчатого реактора и объясните, почему такой тип реактора наиболее распространен в промышленности. [c.226]

Трубчатый реактор с неподвижным слоем катализатора. Реакторы с заполнением используются преимущественно для проведения каталитических реакций (контактные аппараты). [c.466]

Представлены теоретические основы и технология производства технического водорода и синтез-газов для получения аммиака, метанола и других п1)одуктов, а также заменителя природного газа. Рассмотрен способ паровой каталитической конверсии углеводородов в трубчатых печах и очистки конвертированных газов. Описаны конструкции трубчатых печей. Данн основы математического моделирования процессов конверсии, адиабатических реакторов и трубчатых печей. [c.2]

Пример П-З. Производство этилацетата в трубчатом реакторе (каталитическая газовая реакция). Реакцию проводят в паровой фазе прн 277 °С и давлении [c.45]

На установках фирмы Филлипс петролеум каталитическую дегидрогенизацию бутана проводят в трубчатых реакторах с внешним обогревом дымовыми газами. Процесс также идет на хромоалюминиевом катализаторе с периодической его регенерацией воздухом. Общий выход бутилена достигает 80% в расчете на переработанный бутан. [c.69]

Полное восстановление никель-хромового катализатора [1], проведение каталитической очистки природного газа (ПГ) от гомологов метана в оптимальных гидродинамических и температурных условиях благодаря применению полочных реакторов вместо трубчатых [2, 3] позволило сократить количество загружаемого катализатора в 7—10 раз. Однако одним из условий его длительной работы является тщательная очистка ПГ от сернистых соединений. Ранее для этого использовали отработанный никель-хромовый катализатор [4]. Резкое уменьшение последнего требует выбора экономичного метода совершенной очистки ПГ от серы, так как использование для этой цели дорогого никель-хромового катализатора нерационально. [c.143]

Следующий этап, с которого, собственно, и начинается разработка процессов парофазного окисления ароматических углеводородов, относится к 1917—1920 гг. [1, с. 378—384]. Вейсс и Даунс получили весьма обнадеживающие результаты, использовав в качестве катализатора для окисления бензола в малеиновый ангидрид пятиокись ванадия как в чистом виде, так и в смеси с другими окислами. Даунс, изучив каталитическое парофазное окисление бензола в. лабораторном масштабе, рекомендует для промышленного процесса применять реактор типа трубчатого теплообменника с трубами малого диаметра н ртуть в качестве теплоносителя. [c.23]

НОЙ колонне С подачей в нее горячей струи из трубчатой печи (рис. IV-13, б) [14]. Выходящие из отпарной колонны пары поступают в основную колонну, а промежуточный газойль, отводимый с низа отпарной колонны, подается параллельными потоками в реактор и печь. Наличие печи повышает эксплуатационную гибкость в отношении выхода легкого каталитического газойля, расхода и температуры подводимого в реактор промежуточного газойля, а также вносимого в реакторный блок тепла. Кроме того, на установке меньше образуется водяного конденсата, содержащего сероводород и другие примеси. Пределы кипения жидкости, поступающей в отпарную колонну, 300—400 °С. Температура парожидкостной смеси промежуточного газойля при входе в змеевик печи 370—427°С, температура жидкости при входе в отпарную колонну 300°С и температура низа отпарной колонны 316—400°С. [c.224]

Паровую конверсию природного газа в трубчатом реакторе проводят при умеренных температурах (первичная конверсия). Поэтому в полученном газе обычно содержится значительное количество непрореагировавшего метана. Этот газ смешивают с кислородом и направляют в шахтный каталитический реактор, где температура поддерживается на более высоком уровне за счет сгорания части газа (вторичная конверсия ). Применение двухступенчатой конверсии позволяет избежать опасности перегрева и перегорания реакционных труб, а также отложения углерода на катализаторе. [c.35]

Температурный режим промышленного каталитического крекинга сопоставим с таковым для термического процесса (490— 540 °С), но продолжительность пребывания сырья в зоне реакции в реакторах современного типа составляет 2—5 с, тогда как для глубокого термического крекинга сырья в трубчатой печи оно исчисляется минутами. [c.49]

В трубчатых реакторах имеются хорошие условия для отвода тепла от катализатора. Это объясняется тем, что отношение поверхности теплоотдачи к объему катализатора в них весьма велико. Кроме того, в трубчатых реакторах применяют большей частью высокие слои катализатора и соответствующие им большие линейные скорости потока газа, что обеспечивает приемлемые значения констант тепло- и массопередачи. Указанные преимущества позволяют осуществлять в трубчатых реакторах сильно экзотермические процессы) например, различные реакции каталитического окисления). [c.267]

При моделировании каталитических установок часто применяют трубчатые реакторы. [c.407]

Однако вообще нри расчете неизотермического охлаждаемого или нагреваемого трубчатого реактора требуется одновременно решить уравнения (IV,16) и (11,9), например, шаговым методом, который применен ниже для расчета эндотермической каталитической реакции (см. также пример -1). [c.124]

Пример V-3. Распределение температуры и концентрации в экспериментальной каталитическом реакторе. Построить экспериментальный трубчатый реактор диаметром 32 мм, длиной 0,4 м для каталитического хлорирования бензола в паровой фазе [c.193]

При первом из них используют трубчатый реактор (рис. 75, а), в нижией части которого имеется мощная мешалка, эмульгирующая реакционную массу. Исходные реагенты и отстоявшийся в сепараторе каталитический комплекс поступают в нижнюю часть реактора, а образующаяся эмульсия поднимается вверх по трубам и охлаждается водой, проходящей в межтрубном пространстве. В сепараторе углеводородный слой отделяют от каталитического комплекса и затем направляют на переработку. Время пребывания смеси в аппарате должно обеспечивать завершение реакции. [c.252]

Уравнение (VIII..Я2) является основой для расчета многостадийных трубчатых адиабатических реакторов в той же мере, как и для периодических, если только реакция идет без изменения объема реагирующей смеси. Так как, однако, реакторы такого тина часто применяются для проведения газофазных реакций, сопровождающихся изменением объема (например, синтез метилового спирта и окисление двуокиси серы), выведем уравнения для трубчатого реактора, используя в качестве меры концентрации массовую долю. В случае гетерогенно-каталитической реакции будем предполагать, что для нее най- -депо квазигомогенное кинетическое выражение, согласно методам, описанным в [c.225]

Ввиду высокой эндотермичности процесса и работы в отсутствие разбавителя-теплоносителя вначале применяли трубчатые реакторы, обогреваемые топочными газами, с чередованием периодов дегидрирования парафинов и регенерации катализатора. Затем широко распространились систе.мы с псевдоожиженным микросферическим катализатором. В них скомбинированы регенеративный принцип использования теила и непрерывная регенерация катализатора, аналогичная рассмотренной для каталитического крекинга (стр. 45). Катализатор выходит из реактора дезактивированным и поступает в регенератор, где воздухом выжигают кокс. За счет экзотермичности последней реакции катализатор разогревается и снова поступает в реактор, где выполняет дополнительную золь теплоносителя, компенсирующего затраты тепла на эн- [c.491]

Х1У-П. Поскольку каталитическая реакция А Я сильно экзотермична и ее скорость резко зависит от температуры, то для получения строго изотермических кинетических данных применяют длинный трубчатый проточный реактор, погруженный в водяную баню (рис. Х1У-22). [c.452]

Реакция ароматизации бензина протекает с отрицательным тепловым эффектом, вследствие чего темцература в реакторе снижается. Для проведения каталитического риформинга низкооктанового бензина при заданных температурах предусматривается ступенчатый реакторный блок и межступенчатый подогрев продуктов реакции в трубчатых печах. Реакторный блок состоит из трех реакторо% каталитического риформинга и двух печей для подогрева продуктов реакции. [c.203]

Автотермический режим каталитического трубчатого реактора, в котором газообразное сырье отнимает тепло у реакционной смеси, рассмотрен ван Хеерденом На рис. 1У-18 дана схема реактора [c.140]

На установках каталатаческого риформинга применяют реакторы с неподвижным или движущимся катализатором. Первые представляют собой адиабатические аппараты. В зависимости от направления движения обрабатываемой среды они подразделяются на реакторы с радиальным движением от периферии к центру (рис. 56) и аксиальным (нисходящим или восходящим потоком). В реакторах риформинга процесс проходит при значительных отрицательных тепловых эффектах, что вызывает необходимость непрерывного подвода тепла в зону реакции и создания каскада аппаратов со ступенчатым регулированием температурного режима. Разделение одного общего реакционного объема на несколько объемов в последовательно соединенных отдельных адиабатических реакторах с промежуточным подводом тепла в реакционные зоны от трубчатой нагревательной печи позволяет уменьшить перепад температур по высоте реакционного объема в каждом аппарате до невысоких значений (15 — 50 °С). Реакторы каталитического риформинга с неподвижным слоем катализатора рассчитаны на рабочее давление 1,5 — 4,0 МПа. [c.142]

Если же давление или разрежение несколько выше (например, на установках каталитического крекинга с пылевидгшм катализатором, в реакторах пирогенных трубчатых установок и т. д.), то применяют ртуть. Плотность ртути в 13,6 раза больше, чем плотность воды, и столбик ртути в и-образном манометре будет в 13,6 раза короче водяного. [c.56]

В одной из распространенных схем реакторов каталитического крекинга используются оба способа движения катализатора (рис. 176). Сырье нагревается в трубчатой печи и Лымовые газы поступает сверху в контактный аппарат, куда сверху же подается зерненный катализатор из бункера. Продукты крекинга из контактного аппарата идут на разделение. Катализатор под действием силы тяжести постепенно опускает ся и самотеком попадает в регенератор, расположенный под контактным аппаратом перед выходом из контактного аппарата катализатор продувается паром. Для выжига с поверхности катализатора кокса в регенератор воздуходувкой подается воздух. Дымовые газы, образующиеся при регенерации катализатора, удаляются из регенератора. Тепло горения кокса может быть использовано для производства пара, для чего в регенератор вводятся трубы, в которые поступает вода (на рис. 176 не показаны). Регенерированный катализатор из нижней части регенератора через пневмоподъемник при помощи сжатого воздуха, иагнетаелюго воздуходувкой, подается в бункер. При непрерывном движении катализатора происходит его истирание, образующаяся мелочь отделяется (на рис. 176 не показано). Потери катализатора компенсируются вводом свежего катализатора. [c.489]

Технологическая схема подготовки газа состояла из стадий ката.титической конверсии природного газа в трубчатой иечи паровоздушной доконверсии природного газа в реакторе охлаждения газа каталитической конверсии окиси углерода в две стуиеяи очистки газа от двуокиси углерода в абсорбере, орошаемом раствором моноэтаноламина каталитической очистки конвертированного газа от окиси и двуокиси углерода. [c.210]

Во всех систе1иах каталитического крекинга с движущимся слоем катализатора тепловые балансы реактора и регенератора взаимосвязаны. Тепло, необходимое для нагрева сырья до температуры реакции и осуществления самого процесса, вносится двумя источниками из регенератора потоком регенерированного катализатора и из трубчатой печи с подогретым сырьем. При повышенном коксообразовании тепла сгорания кокса достаточно для обеспечения всего количества тепла и необходимая температура предварительного нагрева сырья достигается уже в системе теплообменников. Однако на современных промышленных установках предпочитают сооружать печи, поскольку это сообщает процессу гибкость при изменении качества сырья и глубины конверсии. [c.51]

Здесь используют реактор С кипящим слоем катализатора высотой 21,34 м и диаметром около 2 м, который разделен перегородкой на две зоны. Катализатор в виде частичек диаметром 50—60 мк образует в реакторе каталитическую поверхность площадью 10 м . Нижняя часть реактора является реакционной зоной. Здесь размещен трубчатый теплообменник, который можно использовать как нагреватель или холодильник за счет циркуляции жидкого теплоносителя. Верхняя часть, также снабженная теплообменником, является зоной охлаждения. Здесь газы охлаждают ниже температуры реакции. Воздух при давлении 3,2—4,2 атм вводят в нижнюю часть реактора через распределительное устройство. Расплавленный нафталин вводят несколько выше основания реактора в количестве I вес. ч. нафталина на 11 вес. ч. воздуха. В зоне, которая расположена ниже точки ввода нафталина, регенерируется катализатор. Ту часть катализатора, которая поднялась выше центральной перегородки, выводят и возвращают в нижнюю зону через центральную обводную линию. Воздух и нафталин реагируют в присутствии катализатора (10% УзОа на инертном носителе) [c.224]

Существует два основных метода охлаждения реагирующей смеси между стадиями адиабатического процесса. С конструктивной точки зрения проще всего смешивать реагенты с байпасной частью исходной смеси. Не обязательно использовать холодное сырье можно вводить в реактор холодное инертное вещество, разбавитель нли смесь какого-либо иного состава. Например, в процессе окисления двуокиси серы используется подача холодного воздуха. В любом случае недостатком такого метода является то, что реагирующая смесь, в которой уже достигнута некоторая степень превращения, разбавляется пепрореагировавшим веществом. Альтернативным методом является охлаждение в промежуточном теплообменнике, где состав реагирующей смеси совсем или почти не меняется. Для каталитических реакций скорость процесса в отсутствие катализатора пренебрежимо мала поэтому, скажем, из реактора с неподвижным слоем газовый поток можно направлять во внешний теплообменник, а затем возвращать в следующий адиабатический слой без заметного изменения степени полноты реакции. В гомогенно-каталитическом процессе реакция может происходить и в теплообменнике, тогда теплообменник можно рассматривать как неадиабатический трубчатый реактор. [c.216]

Описание установки (рис. 7). Сырье смепшвается с водородсодержащим газом, поступающим с установки каталитического риформинга, нагревается в теплообменниках и трубчатой печи до температуры реакции и роступает в реактор, заполненный АКМ катализатором. [c.49]

На фиг. 12 цредставлена схема секции одной из установок каталитического крекинга для подготовки дестиллатного сырья с высоким содержанием тяжелых фракций. Здесь сырье предварительно разделяется на пары и жидкость. Насыщенные углеводородные пары отделяются в сепараторе 3 от жидкости, перегреваются во второй трубчатой печи 2 и затем поступают в реактор. Неиспарив-шиеся фракции сырья, несколько охлажденные внизу сепаратора, направляются в реактор насосом через фильтр 5 и распылитель. [c.39]

В простейшем случае, т. е. когда все свежее сырье установки вводится в реактор и не смешивается с рециркулирующим каталитическим газойлем, суммарный расход тепла на нагрев, испарение и осуществление процесса крекинга составляет 350—400 тыс. ккал на тонну дистиллятного сырья. Частг. тепла сырье получает в теплообменниках и змеевиках трубчатой печи, а недостающее количество тепла сообщается ему регенерированным катализатором. [c.11]

Отсутствие сырьевых трубчатых теплообменников и несложность схемы являются ее достоинства ш. К существенным недостаткам схемы относятся невозможность перевода. реактора на питание его только свежим сырьем вследствие неизбежного смешения последнего в колонне с каталитическим газойлем, невозможность изменения в широких пределах содержания тяжелого каталитичесьиго газойля в загрузке реактора, невозможность переработки сырья с высокой концентрацией легких — керосиновых — фракций без резкого увеличения рециркуляции газойля. Указанные недостатки существенно снижают производственную гибкость установки. [c.74]

При изучении каталитического крекинга приходилось считаться с тем, что температуры глубокого крекинга лежат в пределах 400—500, а температура регенерации глипы — в пределах 500—600 С. Так как сырье подавалось на уже нагретую до температуры опыта глину, то глина в наших экспериментах неизбежно должна была нагреваться до 500 и при этом активироваться и обезвоживаться под влиянием тенла. Данное обстоятельство заведомо нарушает условия тепловой активации, подобранные С. В. Лебедевым глину сушили при 100—120 °С, а затем переносили в трубчатый реактор, в котором ее температура в течение 2—3 ч повышалась до температуры опыта, т. е. до 400—500 °С. Этот режим теплового активировапия определялся конструкцией и электрическими параметрами лабораторной установки (время нагрева глины), а также температурным режимом исследуемого процесса. При регенерации температура глины в течение 1 ч повышалась до 550 С и затем медленно снижалась до исходной величины. [c.82]

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]

Пример 1У-4. Каталитическая реакция дегидрирования в трубчатом реакторе. Требуется рассчитатЕ, трубчатый реактор для производства метилэтпл-кетона (Р) пз бутанола-2 (А) по эндотермической реакции [c.124]

Трубчатый каталитический реактор (обычно труба или ряд параллельных труб, заполненных таблетками катализатора) ужо упоминался в главе II (стр. 43) при рассмотрении изотермических З словпй работы. В главе IV (стр. 123) описана теорпя тепловых эффектов и внешнего теплообмена предполагалось, что как температура, так и состав реакционной смесп однородны в каждой секции реактора. Однако это во многом зависит от возможности теило-и массопередачи в направленип, перпендикулярном к основному потоку. Если такая возможность ограничена, как, например, прп экзотермических реакциях в охлаждаемом реакторе, содержащем таблетки катализатора, то температура и, следовательно, степень превращения вблизи осп трубы значительно выше, чем около стенок. [c.188]

Теория оптимального температурного профиля применялась различными авторами. Голдербэнк рассчитал, что при оптимальном температурном профиле из 30з можно получить 54 т сутки Н ЗО на тонну катализатора при том же превращении эта величина составляет 11,4 т для чрезвычайно охлажденного слоя катализатора и 3,4 т — для двухстадийного адиабатического трубчатого реактора с промежуточным охлаждением. В работе, посвященной тому же вопросу, Марс и ван Кревелен показали, что производительность промышленных реакторов для каталитического окисления 80. может быть увеличена. Ван Хеерден и Аннабле опубликовали работу по синтезу N11 . Последний сравнил оптимальный температурный профиль с температурным профилем действующей установки они сильно отличались, а степени превращения составляли соответственно 22 и 19,2%. По-видимому, можно существенно увеличить превращение и прибыль путем снижения рециркуляции непревращенного материала (см. работу Вестертерпа ). [c.210]

Результаты экспериментов в реакторе периодического действия дают возможность выразить состав реакционной смеси как функцию времени. Для кубового илп трубчатого реакторов состав целевого продукта можно определить в зависимости от загрузки реактора или времени пребывания (т или т ). Иеременнымп в таких опытах обычно являются температура, состав загрузки (которая может состоять из различных, в том числе и несмешивающихся, потоков), а при каталитических реакциях, кроме того, количество или концентрация катализатора. [c.235]

По назначению трубчатые печи технологических установок каталитического риформннга бензинов разделяются на следующие группы реакторные для нагрева газопродуктовой смеси перед реакторами предварительной гидроочисткн и риформинга стабилизации для нагрева нижнего продукта стабилизационной колонны отпарки для нагрева нижнего продукта отпарной колонны в блоке предварительной гидроочистки и осушки для нагрева газа на стадии регенерации. [c.155]

Следующим этапом в создании реакторных печей риформинга явились многоиоточпые печи [321. Преи.мущество этих печей по сравнению с многокамерными — более низкое гидравлическое сопротивление снижение гидравлического сопротивления позволило достичь эконо.мии электроэнергии на привод циркуляционного компрессора и при этом за счет применения труб меньшего диаметра снизить металлоемкость продуктового змеевика. Трубчатые печи такой конструкции применялись для установок типа ЛГ-35-11/300-95, ЛЧ-35-11/600, Л-35-8/300Б н ЛГ-35-8/300Б. С увеличение.м мощности установок каталитического риформинга резко возрастают диаметры трубопроводов, связывающих секции реакторной печи рие юрминга с реакторами. Так, если для установок типа Л-35-11/300 этот диаметр равен 320 мм. то для печей установок производительностью 1000 тыс. т/год требуется уже диаметр 550 мм. [c.157]