Реактор контактно-каталитических

Этап 1. Анализ узкого места химического производства, (контактно-каталитические реакторы). [c.19]

Этан 7. Расчет контактно-каталитических реакторов (оценка режимов работы оптимизация технологических режимов расчет [c.19]

Значительные резервы повышения производительности катализатора заключены в оптимальном выборе пористой структуры, размера н формы зерен катализатора. Как подбор катализатора, так и оптимизация его пористой структуры и размера зерен представляют важнейшие начальные этапы при решении глобальной проблемы разработки промышленного каталитического процесса. Оптимальность промышленного реактора обычно определяется экономическим критерием, в который наряду с многими факторами, влияющими на рентабельность процесса (например, производительность реактора по целевому продукту, селективность процесса, себестоимость одного или нескольких целевых продуктов, эксплуатационные затраты и т. п.), входят также параметры, характеризующие пористую структуру катализатора, размер и форму зерна. На эти переменные могут быть наложены ограничения, определяемые условиями эксплуатации и технологией приготовления катализаторов. Оптимальный выбор способа приготовления катализатора, при реализации которого формируется заданная микроструктура катализатора, составляет одну из основных стадий всей процедуры принятия решений при разработке промышленного контактно-каталитического процесса. [c.119]

КОНТАКТНО-КАТАЛИТИЧЕСКИЙ РЕАКТОР КАК УПРАВЛЯЕМАЯ ДИНАМИЧЕСКАЯ СИСТЕМА [c.281]

Ниже рассмотрена последовательность расчета химических реакторов на примере контактно-каталитических процессов как [c.435]

Разработанная институтом установка комбинированной каталитической переработки тяжелого нефтяного сырья (мазутов) в принципе не отличалась от существующих установок каталитического крекинга с кипящим слоем пылевидного катализатора. Сущность процесса комбинированной каталитической переработки мазутов заключалась в сочетании контактно-каталитического превращения тяжелых фракций мазута в верхних зонах кипящего слоя катализатора в реакторе с глубоким каталитическим крекингом фракций, выкипающих > 350° С, от I ступени во всей массе кипящего слоя катализатора в реакторе. Данный 2-ступенчатый метод переработки мазута осуществлялся в одном реакторе с вводом крекируемых исходного сырья и фракции > 350 С от I ступени (рисайкла) по двум, раздельным друг от друга, потокам [c.115]

Материальные балансы по вышеуказанным пробегам, а также качества полученных при этом автобензинов и дизельных топлив сведены в табл. 53. Из данных этой таблицы видно, что с изменением температуры и весовой скорости подачи сырья в реактор основные показатели контактно-каталитического крекинга мазута могут колебаться в широких пределах [c.119]

Контактно-каталитический крекинг атого мазута на алюмосиликатном катализаторе с начальным индексом активности 31—32 единицы осуществлялся в условиях, аналогичных контактно-каталитическому крекированию мазута с началом кипения 320° С. Однако на этот раз не было нужды повторять сетку экспериментов с различными режимами по температуре и весовой скорости подачи сырья в реактор, и контактно-каталитический крекинг мазута с и. к.—350 С был проведен на оптимальном режиме, выбранном для крекинга мазута с н. к.—320° С (7 ==475° С и К=1,0), ввиду отсутствия принципиальной разницы в этих двух видах сырья (табл. 53). Опыты проводились как без рециркуляции, так и с различными коэффициентами рисайкла фракции, выкипающей выше 350° С. В табл. 54 дан детализированный материальный баланс каталитического крекинга ромашкинского мазута. Из этой таблицы видно, что проведенный отборочный пробег контактно-каталитического крекинга мазута без рециркуляции фр. 350° С подтверждается тремя контрольными пробегами как по выходу сухого газа, автомобильного бензина, дистиллата дизельного топлива, так и по выходу фракции, выкипающей выше 350° С, и по коксу. Содержание олефиновой фракции в сухом газе составляет во всех случаях от 5,2 до 5,33 вес.% на исходный мазут. С утяжелением мазута суммарный выход светлых дистиллатов падает незначительно (от 53,7% на мазут с н. к. 320° С до 50,5%). Выход кокса не увеличивается. Выход сухого газа колеблется в пределах от 9,7% до 10,394. [c.123]

Процессы с псевдоожиженным кипящим слоем катализатора — крупное достижение в области технологии контактно-каталитических процессов. Благодаря простоте технологического оформления и другим преимуществам, о которых речь идет ниже, реакторы этого типа широко распространены в различных отраслях химической технологии. [c.80]

При рассмотрении основных типов реакционной аппаратуры, предназначенной для проведения контактно-каталитических про-. цессов, целесообразно исходить из классификации реакторов по степени подвижности катализатора (неподвижный слой, псевдо-ожиженное состояние, движущийся слой). [c.400]

При решении задач, связанных с разработкой конкретного метода производства, приведенная схема может претерпевать существенные изменения. Так, например, при недостатке информации, полученной с опытной установки, вводится дополнительный этап, связанный с созданием опытно-промышленного цеха. При разработке некоторых контактно-каталитических процессов, осуществляемых в трубчатых аппаратах со стационарным слоем катализатора, конструирование промышленного реактора представляется возможным осу- [c.27]

В отдельную группу можно выделить реакторы для проведения контактно-каталитических процессов. [c.486]

Принцип работы автотермических реакторов широко используется в контактно-каталитических процессах. На рис. УП1-38 представлен автотермический реактор для синтеза аммиака, в котором осуществляется теплообмен между реакционной массой и холодным питанием. Запишем уравнения материального и теплового балансов для зоны подогрева [c.363]

Ниже рассмотрена последовательность расчета химических реакторов на примере контактно-каталитических процессов как наиболее сложных. Проиллюстрируем, как проводится анализ условий работы и оптимизация реакторов. [c.339]

На рис. 60 показана схема производства этилового спирта каталитической гидратацией этилена в паровой фазе. Этилен, сжатый компрессором до 70—80 ат, смешивают с циркуляционным газом и вместе с водой (паровой конденсат) или перегретым паром высокого давления (70 ат) подают в трубчатый теплообменник /, где эта смесь подогревается горячими газами, выходящими из реактора — контактного аппарата 3. Подогретая смесь проходит трубчатую печь 2, на выходе из которой температура ее достигает 280° и с этой температурой поступает в загруженный катализатором контактный аппарат 3, изготовленный [c.206]

На рис. 60 показана схема производства этилового спирта каталитической гидратацией этилена в паровой фазе. Этилен, сжатый компрессором до 70—80 ат, смешивают с циркуляционным газом и вместе с водой (паровой конденсат) или перегретым паром высокого давления (70 ат) подают в трубчатый теплообменник 1, где эта смесь подогревается горячими газами, выходящими из реактора — контактного аппарата 3. Подогретая смесь проходит трубчатую печь 2, на выходе из которой температура ее достигает 280°, и с этой температурой поступает в загруженный катализатором контактный аппарат 3, изготовленный из листовой стали и футерованный изнутри листовой медью. Из контактного аппарата 3 горячая парогазовая смесь, содержащая этиловый спирт, попадает в теплообменник 1. Сконденсировавшиеся в нем пары воды и этилового спирта отделяются в сбор- [c.208]

Второе направление — создание новых, более эффективных реакторов для контактно-каталитических процессов. Широкое промышленное внедрение получили реакторы с псевдоожиженным катализатором для ряда важных процессов каталитического превращения углеводородов крекинг, дегидрирование, окисление и др. [c.19]

С применением техники псевдоожижения контактно-каталитические реакторы стали работать непрерывно с постоянной активностью катализатора и при практически неограниченных возможностях теплоотвода. Все эти достижения стали возможными после освоения реакторов с циркуляцией катализатора в замкнутом цикле аппаратов. [c.20]

Важнейшие аппараты — химические реакторы. От реактора зависит экономичность всей техно логической схемы производства. Если химические процессы можно классифицировать по исходному сырью или по получаемым продуктам, по отраслям промышленности и по агрегатному состоянию реагентов, то при классификации химических реакторов во внимание принимаются условия проведения процесса (температура, давление, наличие катализатора), которые определяют конструкцию аппарата. В соответствии с ними химические реакторы классифицируются следующим образом типовая реакционная аппаратура (давление Р <Ъ МПа, температура <600 °С) контактно-каталитические аппараты химические [c.9]

По состоянию катализатора реакторы для контактно-каталитических процессов могут быть разделены на группы аппараты с неподвижным слоем катализатора аппараты с движущимся слоем катализатора аппараты с кипящим слоем катализатора. [c.67]

Расчет реакторов для контактно-каталитических процессов заключается в определении основных размеров аппаратов и оптимальных режимов их эксплуатации. Эти данные могут быть получены приближенными и более точными методами, основанными на составлении адекватной математической модели процесса. [c.105]

Для инженера-эксплуатационника и механика в большей степени важны, вероятно, общие характеристики реакторов и особенности их конструкций. Поэтому в дальнейшем будут отдельно рассмотрены реакторы, в качестве которых может использоваться типовая аппаратура, реакторы для контактно-каталитических процессов, а также печи для проведения химических реакций, в частности пиролиза. [c.8]

РЕАКТОРЫ ДЛЯ КОНТАКТНО-КАТАЛИТИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ [c.57]

По состоянию катализатора реакторы для контактно-каталитических процессов могут быть разделены на следующие группы 1) аппараты с неподвижным слоем катализатора 2) аппараты с движущимся слоем катализатора 3) аппараты с кипящим (псевдоожиженным) слоем катализатора. Использование аппарата одной из перечисленных групп для осуществления реакции определяется условиями ее проведения. [c.58]

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]

Гл. 2 посвящена задачам о замене оборудования, регенерации катализатора и управлении этими процессами. Эта глава, в частности, представляет интерес для анализа модели контактно-каталитических реакторов. [c.8]

Моделирование реакторов для контактно-каталитических реакций. [c.150]

Выхлопные газы, содержащие 2—4% (об.) Ог и остатки N0+ +N02, предварительно подогревают теплом горячих нитрозных газов до 400 °С и затем смешивают с природным газом с тем, чтобы обеспечить в результате реакции температуру 750—870 °С. В качестве катализатора применяют платину, нанесенную на носители. Этим путем содержание N0+N02 в выхлопных газах удается довести до 0,005—0,0005% (об.). При получении азотной кислоты на многотоннажных агрегатах для восстановления окислов на катализаторе применяют природный газ давлением 1,5—1,6 МПа. Восстановление осуществляют в контактных аппаратах при 750 °С. Чтобы предотвратить образование взрывоопасной метановоздушной смеси и ее взрыв в аппаратуре, предусматривают автоматическое регулирование подачи природного газа. Кроме того, агрегат каталитической очистки оснащают системой защитных блокировок, обеспечивающих отключение подачи природного газа к горелкам подогревателя при аварийной остановке компрессорных агрегатов и отклонении температуры газов после топки от нормальной. Предусматривают также запрет подачи природного газа к горелкам прп отключенной воздуходувке. На линии природного газа, ведущей к смесителю реактора каталитической очистки, устанавливают отсекатель, который закрывается при отклонении от нормальной температуры газа после реактора, остановке компрессорного агрегата и закрытии отсекателя на линии природного газа перед топкой. [c.45]

На некоторых заводах синтетического каучука дивинил получают путем каталитического дегидрирования бутиленов. Процесс дегидрирования производится в реакторах при температуре 580—630 °С. Поступающие со склада сжиженные бутилены (рис. 7) испаряются в испарителе /, перегреваются в перегревателе 2, нагреваются в печи (на рисунке не показано) и подаются в реактор 3. В печи также перегревается водяной пар, который смешивается с бутиленами на входе в реактор 3. Контактный газ, который получается в процессе дегидрирования, проходит через котел-утилизатор 4, где охлаждается до 250—280 °С, и направляется на дальнейшее охлаждение, конденсацию и разделение. [c.55]

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

Позднее Шмидт применил свои метод для решения других уравнений [7]. Дальнейшим развитием метода занимались многие исследователи, в частности, Верон [8] и Гофман [9]. Очень важно, что метод Биндера — Шмидта можно непосредственно применить к уравнениям Дамкелера. Он пригоден для решения даже обобщенного уравне-нпя Дамкелера. Гофман, например, таким образом рассчитывает распределение температур и концентраций в контактно-каталитическом реакторе [9]. [c.300]

Чтобы избежать этого, применяют ступенчатый адиабатический реактор с промежуточным охлаждением реагирующей смеси между ступенями схематическое изображение аппарата показано на рис. 111-16. На рис. 111-17 приведен также характер изменения температуры реагирующей смеси в таком реакторе. Наличие промежуточного теплообмена между секциями позволяет увеличить температуру реакции на первых ступенях, что обеспечивает высокую скорость реакции при малых степенях превращения и, тем самым, дает возможность существенно уменьшить общий объем реактора, необхо-ДИМ111Й для достижения заданной конечной степени превращения, по сравпеишо с одноступенчатым реактором. Особенно важно. уто для контактно-каталитических процессов, у которых затрат л на катали-зато]з прямо пропорциональны требуемому времени п]1е6ывания реагентов в аппарате для его заданной производительности. [c.123]

Проектирование промышленного контактно-каталитического агрегата включает в себя значительную долю элементов творческого процессса, который не может быть полностью формализован. Поэтому современная система автоматизированного проектирования (САПР) должна быть ориентирована на работу в режиме диалога с проектировщиком-человеком при активном использовании банка интеллектуальных знаний. Такой диалог возникает в ситуациях, которые не поддаются формализации или их формализация недостаточно эффективна. Режим интеллектуального диалога проектировщик—ЭВМ важен и потому, что оценивание большинства конструкторских разработок промышленного реактора производится проектировщиком сразу по нескольким критериям технологическим, экономическим, энергетическим, экологическим и т. п. Ясно, что при таком оценивании роль опыта, интуиции проектировщика приобретает исключительно важное значение. Выбор оптимальной конструкции контактного агрегата происходит в режиме диалога ЛПР—ЭВМ, в процессе которого в систему поступает дополнительная неформальная информация от лица, принимающего решение [24]. [c.266]

Независимую переменную I, определяемую равенствами (11,13), будем называть временем нребывани я, хотя это название оправдано лишь для равенства (П,13в). Для контактных каталитических реакторов при определенных условиях справедливы аналогичные уравнения (см. ниже). Здесь переменную I называют временем контакта. [c.36]

Пример 1-4. Найти оптимальные условия работы контактно-каталитического реактора для окисления окиси азота производительностью 50 т1сутки. Окись азота предварительно получается сильно разбавленной путем окисления воздуха в регейеративном подвижном слое по схеме Висконсин-процесса . Ниже приведены анализ процесса окисления окиси азота и его оптимизация, выполненные Хоугеном ю. [c.443]

Подбор оптимального режима проводился на пылевидном катализаторе в виде порошка обычного помола с размером частиц от 0,4 до 0,14 мм (35—100 меш) и индексом активности по эталонному газойлю порядка 31—32 единицы. Снятие всех показателей контактно-каталити-ческого крекинга мазута ромашкинской нефти осуществлялось на укрупненной опытной установке бывш. АзНИИ НП, описанной выше. Д.л я выбора оптимального режима контактно-каталитического крекинга ромашкинского мазута с началом кипения 320 С на алюмосиликатном катализаторе с индексом активности 31—32 единицы были осуществлены пробеги без рециркуляции собственной тяжелой флегмы в условиях температура в реакторе — 450°, 475 , 500°, 520° С весовая скорость — 0,7, 1,0 1,5. [c.119]

Каталитический крегинг нефти проводят в специальных установках, основными аппаратами которых являются реакторы и регенераторы. Реактор, регенератор и вспомогательное оборудование монтируют на металлических этажерках. Контактно-каталитические процессы протекают при высокой температуре, с большой скоростью реакции и выделением большого количества тепла (при наличии катализатора). При каталитическом крекинге исходное сырье превращается в различные продукты. Наряду с необходимыми веществами образуются и побочные вещества — кокс, смолы, которые оседают на катализаторе и снижают его активность. Поэтому катализатор периодически очищают, т. е. регенерируют в специальных аппаратах — регенераторах. [c.213]

Для быстрого проведения процесса во избежание усиления побочных реакций крекинга применяется катализатор — оксид хрома на носителе — оксиде алюминия активатором служит оксид калия. При оптимальной температуре 580°С и атмосферном давлении равновеспе достигается за 2 сек с превращением 40% н-бутана в бутилены. Катализатор постепенно покрывается коксом и теряет свою активность. Применяется процесс с кипящим слоем пылевидного катализатора, который сходен с процессом каталитического крекинга нефтепродуктов. В установку для дегидрирования также входят трубчатая печь для нагревания бутана, реактор и регенератор (оба с кипящим слоем катализатора). Выходящий из реактора контактный газ освобождается в циклоне от пыли катализатора, затем постепенно охлаждается в котле-утилизаторе и в скруббере, орошаемом водой. Для того чтобы осуществить циркуляцию непрореагировав-шего бутана, необходимо его отделить от образовавшихся бутиленов, водорода и продуктов побочных реакций. Газ сжимают до 1,3-10 н/ж и охлаждают водой выделившуюся при этом тяжелую фракцию (углеводороды s и выше) используют для извлечения из газа противоточной абсорбцией в колонне С4-фракции затем ее выделяют из раствора ректификацией и конденсацией паров. Отделить бутан от бутиленов непосредственно ректификацией не удается вследствие близости температур кипения. Но при введении в смесь ацетонитрила H3 N (побочного продукта в производстве акрилонитрила) летучесть бути-ленов уменьшается вследствие их лучшей растворимости в ацетонитриле по сравнению с летучестью бутана, который удаляется ректификацией. Этот способ разделения называют экстрактивной ректификацией. Раствор бутиленов из первой ректификационной колонны поступает во вторую, отгонную колонну, в которой ректификацией пары бутиленов отделяются от менее летучего ацетонитрила. Выход бутиленов на прореагировавший бутан составляет около 70%. [c.237]

Расчет реакторов для контактно-каталитических процессов заключается в определении основных размеров аппаратов и 0 1тималь-ных режимов их эксплуатации. Эти данные могут быть получены приближенными и более точными методами, основанными на составлении адекватной математической модели процесса. Независимо от избранного метода расчета прежде всего необходимо установить, какая стадия сложной поверхностной реакции на катализаторе является лимитирующей, поскольку от этого зависит характер расчетных формул. [c.88]

В промышленности широко используется проведение реакций в струе газа, проходящего через реактор, который может быть или пустым, играя роль только области, где поддерживается постоянная температура, или заполненным слоем зер-неного катализатора. Примерами реакций, осуществляемых в потоке в промышленных масштабах, могут служить реакции термического и каталитического крекинга нефтепродуктов, каталитического алкилирования, иолимеризации, гидро- и дегидрогенизации углеводородов, дегидратации и дегидрогенизации спиртов, гидратации олефинов, галоидирования, нитроваиия охислами азота, синтеза аммиака, получения серной кислоты контактным способом, синтеза моторного топлива н т. п. Поэтому и лабораторные опыты по изучению кинетики многих в.ажных широко применяемых в промышленности реакций проводятся также в потоке. Вследствие того, что реакции этого типа проводятся обычно при постоянном давлении и сопровождаются в большинстве случаев изменением объема участвующих в реакции веществ, уравнения кинетики этих процессов должны отличаться от уравнений, выведенных выше для условия ПОСТОЯННОГО) объема. Кроме того, и сам метод расчета кон-стаит скоростей реакций, протекающих в потоке, должен отличаться от методов расчета констант скоростей реакций,осуществляемых при постоянном объеме, так как очень трудно определить время пребывания реагирующих веществ в зоне реакции (так называемое время контакта). [c.48]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология