Цеолитные катализаторы реакторы

На рис. 2 и 3 приведены данные но изменению концентрации бутена-1 и бутена-2-траис в отдельных зонах по высоте реактора во времени при оптимальном (см. рис. 2, а, 6) и неоптимальном (см, ])ис. 3, а, б) режимах активации катализатора (зависимости от бутепа-2-г ис не приведены ввиду их качественной идентичности с зависимостями для трякс-изомера). Все зависимости характеризуются общими особенностями. Во-первых, в течение 1 ч работы катализатора концентрация бутепов в аервой зоне резко возрастает, так как процесс алкилирования в присутстиии цеолитных катализаторов по аналогии с сернокислотным алкилированием [11 характеризуется индукционным периодом и циркуляция реагентов по замкнутому [c.340]

Если скорость газового потока будет такой, что твердые частицы будут захватываться им (скорость потока больше скорости уноса), реализуется режим пневмотранспорта (рис. 4.76, г) и процесс в восходящем потоке катализатора. Такая организация процесса эффективна для быстрых реакций, т.к. время прохождения реакционной смеси в длинном узком реакторе небольшое. Теплота реакции расходуется не только на нагрев (охлаждение) реакционной смеси, но и на нагрев (охлаждение) летящего с ней твердого катализатора, тепловая емкость которого в 300-600 раз больше газа. Процесс протекает почти изотермически. Отделив катализатор в циклоне, катализатор можно нагреть или охладить в отдельном аппарате и вернуть в реактор. Такая организация процесса оказалась очень эффективна в гидрокрекинге на новых цеолитных катализаторах. [c.224]

Применение высокоактивных цеолитных катализаторов позволило значительно сократить время реакции, что привело и к видоизменению конструкции реактора. [c.385]

Полученные данные позволили предложить вариант организации промышленного алкилирования бензола на цеолитных катализаторах. На рис. 7.4 приведена принципиальная технологическая схема данного процесса. В этом варианте один реактор 1 выполняет роль алкилатора, а в другом реакторе 2 проводится переалкилирование и регенерируется катализатор. Алкилирование необходимо проводить при высоких скоростях подачи жидкого сырья (15-25 час ), мольном соотношении бензола и пропилена, равном (7-8) 1, температуре на входе в реактор 210-215 °С и 250-255 °С - на выходе из реактора. [c.291]

В процессе Q-Max фирмы UOP цеолитный катализатор используется в двух последовательно расположенных двухслойных реакторах алкилирования. Пропилен соответственно подается четырьмя потоками, в которых он полностью расходуется на реакцию алкилирования бензола. [c.887]

Внедрение цеолитсодержащих катализаторов внесло значительные изменения в устройство реакторного блока. Высокая активность цеолитов заставила отказаться от традиционного псевдоожиженного слоя и использовать реакторы лифтного типа или комбинировать их с псевдоожиженным слоем. Можно назвать следующие модификации процесса на цеолитных катализаторах /) крекинг в одном лифт-реакторе 2) крекинг в двух лифт-реакторах [c.167]

Отмеченная высокая чувствительность цеолитного катализатора к отложениям кокса привлекла особое внимание к работе регенератора. Цеолитовый катализатор дает хорошие результаты, если количество кокса на нем невелико, — после реактора оно не должно превышать 1—1,4%, после регенератора 0,05—0,10%. [c.171]

Практически равновесную смесь спирта, эфира и воды разбавляют легким углеводородным газом, выделенным из продуктов реакции,, и направляют во второй реактор, где на цеолитном катализаторе происходит дальнейшая дегидратация эфиров и спиртов с образо- [c.317]

В колонне каталитической дистилляции концентрация пропилена в жидкой фазе поддерживается очень низкой (менее 0,15 масс. %), что сводит к минимуму побочную реакцию олигомеризации пропилена — основную причину дезактивации катализатора. Пробег катализатора составляет 2-3 года. Образующиеся полиалкилбензолы после фракционирования продукта реакции вместе с потоком бензола направляются в реактор переалкилирования на специальном цеолитном катализаторе. [c.854]

Основными переменными, которые определяют эффективность работы реактора на цеолитных катализаторах, являются соотношение бензола и олефина (например, пропилена), температура и время контакта. А главным показателем, по которому можно контролировать работу реактора, — селективность. Следует отметить, что при постоянной средней температуре селективность по кумолу (изопропилбензолу) возрастает с увеличением соотношения бензол пропилен независимо от времени контакта. Влияние же температуры более сложно. В частности, так как в большей части реакционного объема протекает обратимая и экзотермическая реакция переалкилирования, то селективность возрастает при снижении температуры, когда условия переалкилирования близки к равновесным. При оптимизации процесса необходимо учитывать, что с возрастанием соотношения бензол пропилен в сырье селективность возрастает по трем причинам [c.291]

После того как была доказана целесообразность применения прямоточного реактора с сокращенным временем контакта, компания опубликовала проект модернизации действующих установок типа Ортофлоу Б , в которой использовался реактор с переменным направлением потока (рис. 11-30) [86]. В этой разработке процесс крекинга осуществляется не в плотном слое псевдоожиженного катализатора, а в П-образной транспортной линии. По данным компании, длительность контакта не превышает 1,5 с, поэтому цеолитные катализаторы должны быть очень активными. [c.287]

Снижение выхода насыщенных углеводородов. Увеличение выхода низкомолекулярных олефинов сопровождается падением выходов н-парафинов. Кроме того, сокращение времени пребывания катализатора в реакционной зоне также снижает выход легких изомеров, особенно изобутанов. В тот период, когда цеолитные катализаторы только начали использовать, выход изобутанов был достаточным, но при переводе установок на режим прямоточного лифт-реактора соотношение фракции мзо-парафинов С4 и олефинов С3 + С4 сдвинулось в сторону образования ненасыщенных углеводородов, и в настоящее время дефицит изобутанов продолжает расти. Возможно, что внедрение более активных цеолитных катализаторов поможет восстановить оптимальное соотношение между изобутанами и олефинами С3—С4, необходимое для использования этой фракции в качестве сырья для алкилирования. [c.291]

Рост октанового числа бензина по исследовательскому методу. Повышенный выход олефинов также способствует росту октанового числа (по исследовательскому методу) чистого, неэтилированного бензина. Использование лифт-реакторов почти везде подняло октановое число на 2—3 пункта. Конечно, при этом снизилась приемистость к ТЭС и реальное увеличение октанового числа бензина с добавкой 3 см ТЭС составило всего 0,3 пункта. Моторные октановые характе-. ристики для чистого бензина не изменились, а для бензина с 3 см ТЭС они уменьшились на 0,5 пункта. Перевод установок на более активные цеолитные катализаторы может резко улучшить эти показатели. [c.291]

Принципиальная технологическая схема процесса представлена на рис. 26. Алкилирование свежего и рециркулирующего бензола, поступающего из колонны 3, этиленом происходит в реакторе 1 в жидкой фазе со стационарным слоем цеолитного катализатора. Реакционная смесь разделяется ректификацией в колоннах 3-5 на непрореагировавший бензол, товарный этилбензол, [c.327]

Алкилирование бензола этиленом осуществляется в паровой фазе в реакторе со стационарным слоем цеолитного катализатора ZSM-5. В процессе возможно использование газов с низкой долей [c.328]

Аппараты алкилирования 1 и отгонки бензола 2 работают вместе как одна ректификационная колонна. В реакторе 1 реакция и ректификация протекают в присутствии катализатора, размещенного в пакетах. Непрореагировавшие этилен и бензол, уходящие из верхней части аппарата 1, после конденсации бензола поступают в доводящий реактор 3, в котором оставшийся этилен реагирует с бензолом на цеолитном катализаторе в виде таблеток. Кубовую жидкость колонны 2 разделяют ректификацией в колоннах 5 и б на этилбензол, полиэтилбензолы и тяжелый остаток. Полиэтилбензолы реагируют с бензолом на цеолитном катализаторе в реакторе переалкилирования 4, давая дополнительное количество этилбензола. В качестве этиленового сырья можно использовать как этилен для полимеризации, так и разбавленную этиленовую фракцию с содержанием этилена 10 % и выше. Отработанный катализатор выгружают и направляют на специальную установку для регенерации. Реакторы спроектированы для двух-четырехлетней непрерывной работы. В процессе не получается никаких стоков, рабочая температура низка, благодаря чему аппараты можно изготавливать из углеродистой стали. [c.330]

Алкилирование бензола пропиленом проводится в четырех слоях неподвижного цеолитного катализатора, которые размещены в двух последовательно соединенных реакторах 1, 2. [c.339]

Внедрение в промышленность цеолитсодержащих катализаторов внесло значительные изменения в устройство реакторного блока. Высокая активность цеолитов заставила отказаться от традиционного псевдоожижениого слоя и использовать реакторы лифт-ного типа или комбинации их с псевдоожиженным слоем. Например, отечественная установка 1-А, запроектированная как установка с псевдоожиженным слоем катализатора (рис. 18), характеризовалась разновысотным расположением реактора и регенератора, наличием трубчатой нагревательной печи и змеевиков-холодильников в регенераторе улавливание катализатора осуществлялось в циклонах и электрофильтрах. В результате опыта эксплуатации такой установки, а также в связи с внедрением цеолитных катализаторов установка подверглась поэтапной реконструкции [9]. [c.55]

Проведение синтеза Фишера — Тропша в высокотемпературных реакторах с кипящим слоем дает меньшие выходы дизельного топлива (57%), чем в низкотемпературных реакторах с неподвижным слоем (77%). Оба способа проведения процесса сравниваются в табл. И. Для этих схем использовали один и тот же расчетный метод. Если в схеме реакторов с неподвижным слоем олигомеризация олефинов дает только 7% дизельного топлива, то в схеме реакторов с кипящим слоем — 54%. Поэтому для последней схемы важно, чтобы олигомеризация обеспечивала получение высококачественного дизельного топлива. Но это не достигается при олигомеризации на фосфорной кислоте или аналогичных катализаторах следовательно, можно использовать или термическую некаталитическую олигомеризацию, или процесс со специальными цеолитными катализаторами. Пилотные испытания на Сасол показали, что оба последних способа олигомеризации позволяют получать удовлетворительное дизельное топливо с цетановым числом около 55. Однако синтез по Фишеру — Тропшу в реакторе с неподвижным слоем дает заметно больше дизельного топлива и лучшего качества, чем использование реакторов с кипящим слоем. [c.199]

При использовании активных цеолитсодержащих катализаторов в системах с псевдоожиженным слоем значительная доля сырья крекируется в линии пневмотранспорта, еще не достигнув реакционной зоны. Применительно к этим новым катализаторам оказалось поэтому необходимым изменить и конструкцию реактора, заменив традиционный аппарат с псевдоожиженным слоем на реактор лифтного типа. Такие установки стали преобладающими, тем более что реконструкция старых установок не представляла особых затруднений. Более сложным оказалось применение цеолитных катализаторов в реакторах старого образца —с движущимся слоем крупногранулированных частиц использование высокоактивных катализаторов дает и здесь определенный эффект, но не позволяет использовать все их возможности. [c.153]

Фирма ЮОПи ввела. последовательную схему потока "ХС Юнибон" в 1970 году для нефтеперерабатывающих предприятий, нуждавшихся в производстве среднего дистиллата и нафты из вакуумного газойля. Установка последовательной схемы потока использует два типа катализаторов. Катализаторы находятся в реакторах, соединенных последовательно (Рис.1). Секция первого реактора содержит катализатор двойного действия DN , который гидрогенезирует и частично расщепляет исходный продукт на дистиллат. Частично расщепленный исходный продукт вместе с. HgS и Шз подается в секцию второго реактора.В этой секции содержится катализатор фирмы ЮОПи НС-100 избирательного действия для нафты, который заканчивает расщепление. В связи с тем, что этот высоко -ктивный цеолитный катализатор устойчив к воздействию загрязняющих веществ, удаление HgS и NH3 из исходного продукта на втором этапе и использование отдельной системы рециклового газа не является необходимым. Таким образом, установка последовательного потока обеспечивает экономичность при двухступенчатой системе и облегчает эксплуатационные условия. [c.304]

Технология олигомеризации, предложенная компаниями Бад-гар и Мобил, предполагает осуществлять полимеризацию олефинов-этилена, пропилена и бутиленов-на цеолитном катализаторе 28М-5 в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора. На рис. 58 дана принципиальная схема установки по технологии компаний Бадгар и Мобил (установка спроектирована). [c.208]

Алкилирование бензола в процессе Lummus resl In .-Uni al-UOP осуществляется в жидкой фазе на стационарном слое цеолитного катализатора (рис. 12.115). (Трансалкилирование полиэтилбензолов в присутствии бензола проводится в другом реакторе.) Продолжительность работы катализатора до регенерации составляет 1-2 года. Выход этилбензола достигает [c.885]

Непрореаагировавшие этилен и бензол, уходящие из верхней части зоны алкилирования 1, после конденсации бензола поступают в доводящий реактор 3, где оставшийся этилен реагирует с бензолом на таблетиро-ванном цеолитном катализаторе. Продукт, выходящий из нижней части зоны отгонки бензола 2, направляется на ректификацию в колонны 5 к 6. После выделения этилбензола и тяжелого остатка полиэтилбензолы направляются в реактор переалкилирования 4. В качестве сырья в процессе может быть H uoju>30BaHa этиленовая фракция с содержанием этилена от 10 %. [c.886]

Щелочная или мокрая очистка дымовых газов регенерации создает проблему очистки сточных вод в сернисто-щелочных водах содержатся механические взвеси и растворенные твердые вещества (катализаторная пыль и соли от процесса удаления оксидов серы). Поэтому предложены специальные добавки в состав цеолитных катализаторов крекинга [47], связывающие оксиды серы на стадии регенерации. Образовавщиеся на катализаторе сернистые соединения, попадая в реактор, разлагаются с образованием сероводорода. Указанным способом выбросы оксидов серы можно снизить на 80—90%. Затраты на сероочистку дымовых газов этим методом, по данным фирмы Amo o, меньше, чем при мокрой очистке дымовых газов. Перспективность этого метода очистки в сочетании с предварительной гидроочисткой сырья не вызывает сомнения. [c.104]

Фирма "The Dow hemi al o." разработала и испытала на полупромышленной установке двухстадийный метод получения стирола из фракции С4 продуктов пиролиза, содержащей бутадиен, бутены и бутан [82]. Фракцию С4 очищают от примесей ацетиленовых углеводородов селективным гидрированием, затем димери-зуют в 4-винилциклогексен при 100 °С и избыточном давлении 1.75 МПа на цеолитном катализаторе, содержащем соли одновалентной меди. Па заключительной стадии 4-винилциклогексен смешивают с водяным паром и кислородом и в реакторе с оксидным катализатором при 400 °С и избыточном давлении 0.525 МПа получают стирол. Примеси кослородсодержащих соединений удаляют адсорбцией на AlgOg. Отмечается, что этот метод экономичнее дегидрирования этилбензола на 0.25-0.4 долл/кг стирола. [c.95]

Применение высокоактивних цеолитных катализаторов в химической технологии, и в частности,в нефтепереработке и нефтехтяш, вызвало распространение прямоточных реакторов, которые обеспечивает малое время контакта. Конструктивное оформление таких реакторов крайне простое. [c.89]

Рассмотренная технологая характеризуется высокой эффективностью использования энергии. Подводимое тепло рекуперируется на 95 %, теплота реакции обеспечивает получение пара среднего давления, в дефлегматорах ректификационных колонн 7 п 8 генерируется пар низкого давления. Однако для повыйтения эффективности использования энергии еще есть резервы. Так, аппарат 11 при колонне 7 должен быть дефлегматором, позволяющим только частично конденсировать пар для получения флегмы продукт в паровой фазе следует сразу подавать в печь а в колонне 4 следует организовать полное отделение бензола, тогда отпадает необходимость в колонне 7. В ректификационной колонне 9 можно не конденсировать продукт, а направлять его в паровой фазе сразу в реактор. Возможны и другие варианты технологических схем получения этилбензола алкилированием бензола на цеолитных катализаторах (процесс фирмы Union ОН , процесс фирмы Mobih, США). Они отличаются возможностью использования вторичной энергии, регенерации катализатора и т. д. [c.295]

В ряде глав данной монографии уже рассмотрены вопросы, связанные с активными центрами цеолитов, кинетикой и механизмом реакций крекинга на цеолитах (гл. 8 и 9), молекулярно-ситовыми эффектами в катализе (гл. 12), диффузионными явлениями в ходе этих реакций (гл. 7), поэтому мы подобных проблем касаться не будем. В данной главе описаны отдельные стадии процесса приготовления цеолитных катализаторов крекинга в лабораторных условиях и в промышленности и проанализированы причины разной активности и селективности катализаторов, дезактивированных в лаборатории и в действуюших промышленных установках. В настоящее время в промышленности используют новые модели реакторов, позволяющие оптимизировать условия переработки на цеолитсодержащих катализаторах различного по качеству сырья, поэтому также обсудим особенности новых технологических схем. [c.221]

Влияние металлов, содержащихся в сырье каталитического крекинга, изучалось еще задолго до внедрения цеолитных катализаторов крекинга [63—65]. Исследование, недавно проведенное в компании AR O, дает возможность проанализировать ранние работы и распространить сделанные в них выводы на цеолитные системы. В частности, з же давно установлено, что тяжелые металлы Ni, V и Fe, остающиеся в сырье после вакуумной дистилляции, далее в нормальных условиях крекинга отлагаются на поверхности катализатора. По активности в реакциях дегидрирования, которые приводят к обогащению газа водородом, никель примерно вчетверо более эффективен, чем ванадий. Железо менее активно в дегидрировании по сравнению с ванадием, но если оно входит в состав катализатора или накапливается на поверхности катализатора в виде магнитных окислов при абразивном износе стенок реактора, то развивается сильно экзотермическая реакция окисления СО в Oj, что приводит к значительным перегревам катализатора в регенераторе. И хотя чередование циклов окисления-восстановления при крекинге и регенерации значительно снижает способность переходных металлов катализировать образование кокса и газа, влияние примесей зависит от скорости поступления свежих порций катализатора. В соответствии с данными компании AR O возрастание концентрации тяжелых металлов от 1,8 10 до 11,3 10"°% приводит к снижению общей конверсии с 79,0 до 75,6 об.% и соответственно к падению выхода бензина. Опыты в условиях постоянной конверсии сырья, равной 70%, показали, что [c.274]

Устойчивость к примесям металлов. Как только цеолитные катализаторы начали применять в промьшгленности, сразу же выяснилось, что они проявляют значительную устойчивость к примесям металлов. Устойчивость катализаторов этого типа к дезактивирующему действию ядов можно связать с тем, что в цеолитах имеются различные по природе центры, активные в реакции крекинга, что цеолиты действуют как молекулярные сита по отношению к крупным молекулам, которые преимущественно и образуют кокс, и что, наконец, цеолиты обладают ярко выраженной способностью катализировать реакции переноса водорода. Все это, естественно, увеличивает устойчивость катализаторов к примесям металлов. В настоящее время стало ясно, что устойчивость цеолитных катализаторов зависит также от длительности пребывания в реакционной зоне. Дело в том, что при переводе установок на цеолитные катализаторы сразу стали уменьшать длшсльмость пребывания кх в реакторе, и это благоприятно отразилось на снижении интенсивности коксообразования [62]. [c.292]

Рис. 12-9, Схема установки гидрокрекинга на узкопористом цеолитном катализаторе [49, 50J. С разрешения The Oil and Gas Journal [Vol. 66, № 47, p. 154 (1968)]. /j - печь -реактор, /—сырье, 2 - водородсодержащий газ, J - газ, - сжиженный газ, 5 —

Схема процесса получения л-ксилола показана на рис. 13-22. Поскольку этилбензол на цеолитных катализаторах не превращается в ксилолы, большую его часть удаляют при разгонке сырья, а на изомеризацию подают ксилольную фракцию, очищенную от этилбензола. В реактор поступает сырье, предварительно пропущенное через сепаратор, предназначенный для вьщеления -ксилола, и поэтому обедненное этим изомером. Вначале в реакторе поддержива- [c.387]

Данные об алкилировании йзопарафинов на цеолитах ограничиваются в основном несколькими сообщениями сотрудников компании Sun Oil, изучавших каталитическую активность редкоземельных форм цеолита Y, и патентными заявками [78—83]. В компании Sun Oil проведены исследования жидкофазного алкилирования в реакторе с перемешиванием при периодическом и непрерывном режиме работы. Результаты, приведенные в табл. 13-25, показывают, что состав алкилата, полученного на цеолитном катализаторе, близок к составу алкилата, полученного при сернокислотном алкилировании. И в том И в другом случае это насыщенные углеводороды с 5—9 атомами углерода в цепи, причем преобладают изомеры Сд. Как видно из данных табл. 13-25, продукты взаимодействия изобутана и бутеНа-2, проведенного в гомогенных й гетерогенных условиях, различаются в основ-. ном содержанием 2,2,4-триметилпентана в цеолитном алкилате оно понижено. [c.402]

Японская фирма Сапуо Petro hemi al Со. реализовала в промышленности процесс Alpha - конверсии легких алкенов С4-С6 в бензол - толуол - ксилолы. Процесс осуществляется при 400-520 °С и давлении 0.3-0.6 МПа на цеолитном катализаторе ZSM-5, модифицированном неблагородными металлами. Установка суммарной производительностью 556.4 м /сут аренов g- g действует в г. Мицусима. В процессе используются два качающихся реактора с неподвижным слоем катализатора, один из которых работает, а другой находится на регенерации. Реакция циклизации алкенов - экзотермическая, поэтому процесс отличается низкими удельными энергозатратами. В качестве сырья перерабатываются легкие фракции, являющиеся побочными продуктами крекинга тяжелого бензина [45, 46]. [c.8]

Совмеш енный реакционно-ректификационный процесс получения кумола запатентован " hemi al Resear h and Li ensing o." [132]. В реактор, состояш ий из трех секций и заполненный в средней зоне цеолитным катализатором, вводят бензол под давлением азота 0.28 МПа. Бензол поступает в реактор выше зоны, заполненной катализатором. Температура в верхнем слое катализатора 102 °С, в нижнем слое 124 °С. Из нижней зоны колонного реактора отводят продукт состава, % (мае.) бензол - [c.104]

Алкилирование бензола этиленом осуществляется в двухступенчатом реакторе 1 с цеолитным катализатором (рис. 29) по процессу фирм Ьишти8/ипоса1/иОР . Разделение реакционной смеси осуществляется в реакционных колоннах 2-4. [c.331]

Пары верхнего продукта из колонны 1 конденсируются в холодильнике-конденсаторе 5, и после удаления пропана и более легких компонентов часть дистиллята возвращается в колонну на орошение. С низа колонны 1 отводят кумол и более высококипящие компоненты, разделяемые в ректификационных колоннах 3 VL 4. Полиизопропилбензолы, отгоняемые из колонны 4, и часть бензола возвращаются в реактор переалкилирования 2, в котором при использовании специального цеолитного катализатора образуется дополнительное количество кумола. [c.341]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология