Реактор селективность процессов

Если w представляет собой скорость расходования исходного реагента при химическом превращении, a Wz— скорость образования продукта реакции, то условие (IV, 255) можно истолковать как требование максимизации в каждой точке реактора селективности процесса, характеризуемой выражением [см. уравнение (111,215)] [c.198]

Повышение концентрации реагентов в реакционной зоне совмещенного процесса способствует также увеличению избирательности химического процесса, если имеются параллельные побочные реакции, так как в этом случае есть возможность достигнуть той же скорости основной реакции, что, например, и в простых проточных или периодических реакторах, но ири более низкой температуре. Увеличение селективности процесса за счет этой дополнительной возможности будет тем больше, чем больше различие в температурных коэффициентах скорости основной и побочных реакции. [c.190]

Поскольку составляющие суммарный процесс реакции риформинга имеют неодинаковые значения энергии активации — наибольшее для реакций гидрокрекинга (117 — 220 кДж/моль) и меньшее для реакций ароматизации (92—158 кДж/моль), то при повышении температуры в большей степени ускоряются реакции гидрокрекинга, чем реакции ароматизации. Поэтому обычно поддерживают повышающийся температурный режим в каскаде реакторов, что позволяет уменьшить роль реакций гидрокрекинга в головных реакторах, тем самым повысить селективность процесса и увеличить выход риформата при заданном его качестве. [c.187]

Для наглядности равенства (11.35) и (11.37), связывающие X и у при = 1, а также значение величины селективности V изображены в виде кривых на треугольной диаграмме (рис. 12). Из анализа кривых следует, что с увеличением степени превращения X скорость побочной реакции увеличивается, при этом селективность уменьшается в обоих типах реакторов, всегда оставаясь меньшей в реакторе полного перемешивания. Например, при степени превращения X = 0,6 селективность процесса в реакторе полного вытеснения составляет 0,61, а в реакторе полного смешения — только 0,4. Снижение селективности наблюдается и при переходе от реактора периодического действия к реактору непрерывного действия, что весьма существенно при моделировании и объясняется различным уровнем концентрации целевого продукта в начальный и конечный моменты времени пребывания в аппарате. [c.34]

Следует отметить, что селективность процесса значительно зависит от температуры, причем оптимальная температура реакции различна для различных типов реакторов. Например, для трех последовательно-параллельных реакций [c.36]

Влияние характера распределения температурь в реакторах и хлора на катализаторе на селективность процесса. [c.40]

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]

Рис. 8.16. Зависимость селективности процесса от относительной высоты реактора Л/ к Для случая прямотока при = 0,9, J)i = 1, = 1, lAf = Ю

Очищенный 2-метилпентен-1 из последней колонны 3 поступает в реактор 4, где на катализаторе кислотного типа протекает его изомеризация при 250 °С, атмосферном давлении и объемной скорости 0,15—0,5 Ч-. Селективность процесса 99% (масс.) при степени превращения 2-метилпентена-1, равной 68—69%. После реакции катализатор в этом же, аппарате подвергают окислительной [c.185]

В природных ферментативных процессах для каждой стадии сложного процесса существует свой весьма активный, но специфический катализатор, так что весь процесс как бы передается по эстафете — каталитической цепи — от одного катализатора к другому, за счет чего значительно выигрывает селективность превращения. Аналогичное явление можно осуществить и в техническом катализе. При этом создается возможность проведения в одном реакторе многостадийных процессов. Классическим примером простейшего процесса каталитической системы может служить одностадийная изомеризация парафинов на бифункциональном катализаторе и окиси алюминия и платины, протекающая следующим образом (применительно к бутану) [c.47]

Химическая кинетика, как и термодинамика, является теоретической базой химической технологии. Поэтому состояние и достижения науки в области кинетики и катализа в значительной степени определяют технический уровень производства в химической промышленности. Для разработки высокоэффективных реакторов и процессов необходимо прежде всего найти кинетические уравнения, описывающие процесс, константы скоростей реакций и зависимость их от различных факторов. Нужны высокоэффективные селективные катализаторы. Решение этих задач осуществляется на базе законов химической кинетики. На современном этапе развития теории химической кинетики центральной является проблема зависимости реакционных свойств химической системы от строения атомов и молекул [c.521]

Чтобы вся внутренняя поверхность катализатора была равнодоступна реагирующим молекулам, надо уменьшать размеры таблеток, но при этом быстро возрастает сопротивление слоя катализатора движению газовой смеси и возрастают энергетические затраты на продувку большой массы газа через слой катализатора. Для определения оптимальных размеров таблеток катализатора и основных параметров процессов в химическом реакторе надо знать зависимость скорости реакции от размеров таблеток, их пористости, активности катализатора, скорости движения газовой смеси и ряда других факторов. Особенно велико влияние размеров таблеток катализатора на скорость гетерогенно-каталитических процессов в жидкой фазе, так как коэффициенты диффузии в этой фазе примерно на четыре порядка меньше коэффициентов диффузии в газовой фазе. Если на катализаторе протекают параллельные или последовательные реакции, то размеры таблеток могут повлиять на селективность процесса. [c.648]

Повышение селективности процессов, протекающих в химическом реакторе, — следующий ио значению путь экономии сырья. Селективность — это доля превращенного реагента, израсходованная иа образование целевого продукта [c.18]

Реактор, как обычно, снабжен распределительной решеткой, охлаждающими трубами, в которых генерируется пар, и циклонами для улавливания частиц, унесенных газом. В таком аппарате идеально решается проблема теплоотвода и поддержания равномерной температуры, но происходит обратное перемешивание, снижающее селективность процесса. [c.418]

Усовершенствование и интенсификация процессов со стационарным полиметаллическим катализатором позволили за счет снижения давления, оптимизации температуры и распределения объема катализатора по реакторам увеличить октановое число до 100 пунктов (И.М.). Однако резкое возрастание коксообразования приводило к быстрой дезактивации катализатора, снижению селективности процесса и, в конечном счете, к сокращению продолжительности работы циклов, что резко снижало экономические показатели комбинированного завода. Сутки простоя такого НПЗ связаны с потерей продукции на один и более миллионов рублей. Риформинг с подвижным слоем катализатора позволяем увеличить календарное время работы установки в 3-4 раза и создать условия бесперебойной работы всего комбинированного завода в течение 3- 4 лет. Непрерывная или периодическая регенерация повышает равновесную активность катализатора, способствует углублению процесса, росту его селективности и увеличению качества и выхода водорода в 1,5- 2,5 раза. [c.160]

Влияние состава газа и давления. Истинные парциальные давления газов, контактирующих с катализатором внутри реактора, зависят от состава и потоков исходного сырья и отходящего газа, возвращаемого в реактор, а также от общего давления. Полезнее найти связь селективности процесса не с каждым из этих параметров в отдельности, а с парциальными давлениями реагентов внутри реактора. [c.187]

Таблица 9. Соотношение между парциальными давлениями газов на входе в реактор и селективностью процесса

В табл. 9 представлены парциальные давления Н2, СО и СО2 на входе в реактор для двух серий экспериментов. Более подробные результаты этих экспериментов приведены в обзоре [6]. Как видно из табл. 9, простое отношение Н2/СО хорошо коррелирует с селективностью процесса получения твердого парафина в реакторе с неподвижным слоем. Селективность образования твердого парафина снижается с ростом отношения Н2/СО. Однако для реактора с кипящим слоем наблюдается более сложная связь селективности образования СН4 с отношением Н2/СО. Это различие аналогично неодинаковому влиянию на селективность общего давления в реакторах сравниваемых типов. Из табл. 10 явствует, что отношение Н2/СО слабо изменяется в каждой серии экспериментов. В то время как селектив- [c.188]

Таким образом, при равной жесткости процесса распределение температур на входе в реакторы практически не влияет на наблюдаемую селективность процесса, которая по этой причине не может служить критерием при оптимизации температурного режима в реакторах промышленных установок риформинга. [c.211]

Более низкий выход глицерина, полученный в колонном реакторе, объясняется накоплением в нем отработанного катализатора, который снижал селективность процесса гидрогеиолиза. Кроме того, известно [21], что проведение последовательных реакций в диффузионной области неизбежно приводит к снижению выхода промежуточного продукта (в случае гидрогеиолиза углеводов — выхода глицерина). [c.108]

При прямом гидрогенолизе глюкозы [27] разница в энергии активации основной реакции (44—50 кДж/моль) и побочных реакций (55—67 кДж/моль) не столь велика, однако и в этом случае снижение температуры в последних реакторах каскада должно увеличивать селективность процесса. [c.141]

Реакторы с перемешиванием обычно используются либо в каскаде, либо в комбинации с реактором вытеснения, либо самостоятельно. В последнем случае для достижения высокой селективности процесс, как правило, проводят с неполным превращением сырья. Нередко для обеспечения хорошего отвода теплоты реакции применяется циркуляция продукта через наружный теплообменник. [c.122]

Газофазная изомеризация окиси пропилена проводится в трубчатом реакторе (внутренний диаметр трубок 22 мм), заполненном катализатором. Реакция протекает при 250—350 °С и атмосферном давлении. Окись пропилена подается с объемной скоростью 0,5—1,0 ч" (по жидкой окиси пропилена). Степень превращения составляет 50—60%, селективность процесса по аллиловому спирту приблизительно 90%. Активность катализатора сравнительно быстро снижается, поэтому период контактирования не превышает 24—28 ч. Время регенерации от 2 до 10 ч. Регенерация проводится кислородсодержащими растворителями или смесями растворителей (ацетон, окись пропилена, этилацетат, диоксан и др.) с водой под давлением, обеспечивающим жидкофазное состояние растворителя. На 1 объем [c.96]

В соответствии с технологической схемой сырье и продукты гидродеалкилирования поступают в колонну для разделения на нафталиновую и бензиновую фракции, сырье гидродеалкилирования и остаток. Сырье гидродеалкилирования смешивается с циркулирующим водородом и водой, способствующей повышению селективности процесса и резко снижающей коксообразование, нагревается в печи и направляется в реактор. Катализатор работает без регенерации до 1 года. Продукты реакции после охлаждения поступают в сепаратор высокого давления. С верха сепаратора выходит циркулирующий водород, который затем очищают от примесей в абсорбере. Жидкая фаза входит в сепаратор [c.190]

Рис. 1. Зависимость степени превращения сильвана (7) и селективности процесса (2) от числа качаний лабораторного реактора.

ДЛЯ более высоких температур требуется применение на отдельных узлах специальных высоколегированных сталей и реакторов специальной конструкции. Термическое гидродеалкилирование толуола сопровождается образованием продуктов конденсации (дифенила), кокса и газа. Селективность процесса повышается с увеличением концентрации водорода в реакционной зоне. Выход бензола из толуола при термическом гидродеалкилировании достигает 81—83% (масс.) при работе с циркуляцией непрореагировавшего сырья. [c.194]

Эффективность работы химического реактора во многом зависит от его теплового режима, влияющего на кинетику, состояние равновесия и селективность процесса, протекающего в ре- [c.121]

Отличительной особенностью пуска установок на платинорениевых катализаторах является их способность к гидрогенолизу углеводородов. Гидрогенолиз (метанирование) протекает на металлических центрах катализатора после их восстановления уже при температуре 300°С. В результате происходит зауглероживание контакта. С учётом этого оптимальным вариантом восстановления можно считать восстановление электролитическим водородом, однако, в отечественной промышленной практике это практически нереализуемо. При восстановлении катализатора водородсодержащим газом гидрогенолизу подвергаются лёгкие парафины, это приводит к снижению концентрации водорода. Наиболее интенсивно гидрогенолиз протекает при приёме сырья. За счёт экзотермичности реакций в реакторах (особенно последней ступени) возможно неконтролируемое повышение температуры на 40-160°С и резкое - до 10-20% об. - снижение концентрации Н2 в ВСГ. Это приводит к быстрому закоксовыванию катализатора, снижению его межрегенерационного цикла и низкой селективности процесса. [c.67]

Чтобы уменьшить количество чисел, задаваемых в начальном приближении, за начало отсчета примем верхний неизвестный конец интервала, на котором зададим величины (I = 2, 3,. . ., 7). Решение системы (15.1)—(15.16) в виде зависимостп от I приведено на рис. 15.2. Наряду с этим решение системы (15.1)—(15.16) дает также распределение компонентов 1—7 по высоте колонны и зависимость селективности процесса по пзобутилену и формальдегиду от I. Оптимальный режпм работы реактора может быть получен при варьпрованпп величинами Т, Со , Уд, и т. п. [c.310]

Как показано в главе IX, конечной целью определения оптимальной температурной последовательности (ОТП) в реакторе является оптимальная селективность процесса в каждом сечении алпарата. Но на селективность сложной химической реакции, протекающей на пористом катализаторе, а также на производительность единицы объема катализатора можно оказать влияние, варьируя пористзгю структуру катализатора. В случае изменения пористой структуры катализатора при фиксированной температуре кинетика химической реакции будет переходить из одной кинетической области в другую, например, из внутрикинетической во внутридиффузионную или наоборот. Соответственно изменится и селективность сложной реакции. В общем случае для определения оптимальной области протекания реакции, с точки зрения селективности, необходимо решить внутридиффузионную задачу в виде системы уравнений [c.191]

Рис. VII.12. Зависимость конверсии о-ксилЬла> выхода фталевого ангидрида и селективности процесса от длины реактора.

Суперклаус-99,5 - вариант процесса, применяемый в тех случаях, когда требуется отбор более 99,5% серы, содержащейся в отходящем газе. Для достижения такой глубины отбора в схему процесса Суперклаус-99 добавлена ступень гидрирования. Схема процесса Суперклаус-99,5 состоит из термической ступени, двух реакторов Клауса, реактора гидрирования и реактора селективного окисления сероводорода (рис. 4.45) [42]. [c.179]

Поскольку новый селективный катализатор не чувствителен к воде, отпадает необходимость конденсации воды после реактора гидрирования, которая типична почти для всех вариантов процесса Клауса. Газ из реактора гидрирования охлаждается до оптимальной температуры на входе в реактор селективного окиспения. Отпадает также необхо- [c.179]

Применение полусквозного потока для проведения контактно-гетерогенных процессов, при котором почти исключается рециркуляция продуктов контактирования в реакторе. Процесс протекает в условиях идеального вытеснения и в понижающемся температурном режиме, в результате чего обеспечивается сравнительно высокая селективность процесса дегидрирования н-бутана. [c.239]

Серебряный катализатор — эффективный высокоизбирательный катализатор, однако необходимо следить за поддержанием температуры в реакторе в достаточно узком интервале, так как селективность процесса резко понижается с повышением температуры. Для эффективного решения проблемы теплосъема большое значение имеет также выбор носителя для катализатора. Разработан ряд методов замедления реакции окисления этилена в диоксид углерода. В качестве ингибиторов предложено несколько соединений, но лишь ДХЭ и полихлорароматические продукты эффективны при использовании в промышленных масштабах. [c.271]

Технологический режим. Основные технологические параметры риформинга — объемная скорость подачи сырья, давленпе, кратность циркуляции водородсодержащего газа, максимальная температура процесса, а для установок с движущимся слоем катализатора — производительность узла регенерации, выбираются при проектировании установок. Объемная скорость подачи сырья составляет 1,5—2 ч- . Частные объемные скорости по ступеням реакции, число ступеней (обычно в пределах 3—5) выбираются с учетом качества сырья и требований к качеству катализата. Для современных установок характерно неравномерное распределение катализатора по реакторам. Для трехреакторного блока распределение катализатора составляет от 1 2 4 до 1 3 7, для четырехреакторного она может быть, например, 1 1,5 2 5 5. Снижение скорости подачи сырья приводит к уменьшению селективности процесса, понижению выхода катализата н водорода, повышению выхода углеводородно/о газа, снижению концентрации водорода в циркуляционном газе. Снижение рабочего давления риформинга повышает селективность процесса (рис. 2.2.3), способствуя реакциям ароматизации п. подавляя гидрокрекинг. Однако при снижении давления увеличивается скорость дезактивации катализатора за счет накопления на нем кокса (рис, 2,24, а). Первые промышленные установки каталитического риформинга были рассчитаны на рабочее давление 3,5—4 МПа. Применение стабильных полиметаллических катализаторов позволило снизить давление до 1,5—2 МПа на вновь проектируемых установках с неподвижным слоем катализатора и до 0,7—1,2 МПа на установках с движущимся катализатором. На действующих установках риформиига замена алюмоплатиновых катализаторов на полиметаллические позволяет снизить рабочее давление с 3,0— [c.132]

Окисление этилена воздухом оыло первым вариантом технологии синтеза оксида этилена, имеющим значительное распространение н до настоящего времени. Упрощенная схема его изображена на рис. 128. Окисление осуществляют последовательно в двух трубчатых реакторах 2 и 5 с промежуточной абсорбцией оксида этилена из реакционных газов после первой ступени. Этим достигается специфическая для данного процесса возможность снизить дальнейшее окисление а-оксида при увеличении степени конверсии этилена и, следовательно, повысить селективность процесса. Это, кр5ме того, позволяет осуществить циркуляцию газа на первой стутени окисления, что ведет к более полному использованию этилена и кислорода и снижает взрывоопасность смесей благодаря их [ эзбавлению азотом и диоксидом углерода. [c.435]

Подводя итог, отметим, что в низкотемпературных процессах в неподвижном слое селективность зависит просто от отношения Нз/СО, в то время как в высокотемпературных процессах с использованием железных катализаторов селективность регулируется более сложным отношением jO Hj/IP o+p o j+Ph o) Для количественного описания влияния состава исходной смеси газов на селективность процесса необходимы дальнейшие исследования. (В более ранней публикации [15] были представлены данные, показывающие, что в высокотемпературных реакторах селективность обратно пропорциональна парциальному давлению СО2 на входе в реактор. Однако последующие исследования опровергли эту корреляцию.) [c.190]

Входные температуры были выбраны такими, чтобы, с одной стороны, обеспечить наибольшую разницу температур на входе в первый и последний реакторы при повышении и понижении температур, а с другой — обеспечить получение риформата с одинаковыми октановыми числами — 86—87 (м. м.) при любом температурном режиме. Последнее условие делало возможным сравнение вариантов распределения входных температур при равной жесткости процесса. Сравнение входных и средних (вычисленных как средние интегральные) температур в реакторах показывает, что при любых вариантах средние температуры повышаются от первого реактора к последнему (табл. 9.4). При всех трех температурных режимах выходы стабильного ри( юрмата с равными октановыми числами так же, как и выходы ароматических углеводородов, практически одинаковы, что свидетель-.. твует о близкой селективности процесса. [c.210]

Неоднородности второго тина имеют масштаб порядка десятка и более размеров зерна катализатора, но существенно меньше характерных размеров слоя. Эти неоднородности в случае экзотермического процесса приводят к появлению горячих и холодных пятен, которые регистрируются на выходе из слоя [81. Причина их возникновения, как нам представляется, однозначно связана со способом формирования слоя. Неупорядоченная, неодинаковая загрузка различных участков слоя приводит к неоднородному распределению порозности в слое. Горячие пятна были обнаружены как в опытной установке диаметром 0,6 м, так и в промышленном круинотоннаяшом реакторе диаметром 3,0 м [9]. Появление неоднородностей этого тина в реакторе снин ает селективность процесса, может вызывать спекание катализатора и создавать в реакторе аварийную ситуацию, являясь запалом для реакционной смеси. [c.5]

В работе [18] и в гл. 2 для системы (4.22) при х = 1 показано, что в случае, когда характерное время изменения поверхностной концентрации [А2] — Млг существенно меньше такового у [Ва2] — Мв 7> периодические колебания концентрации Са с определенным периодом приводят к повышению скорости и селективности образования вещества В за счет нестационарного состояния катализатора. В качестве способа поддержания требуемого пе-стационарного состояния катализатора в изотермическом реакторе в данном разделе обсуждается метод изменения направления подачи смеси в слой катализатора . Пусть на вход реактора подается реакционная смесь с избытком по веществу Вг. При неизменных входных условиях в реакторе устанавливается стационарный режим, характеризующийся при достаточном времени контакта полной степенью превращения х и селективностью х по целевому продукту В. Если время контакта реактора достаточно большое, так что степень превращения вещества А достигает значений, близких к 1, в центральной части слоя, то выходной участок характеризуется повышенной степенью покрытия веществом Ва. Если в такой ситуации произвести переключение направления подачи реакционной смеси на противоположное, то газ, содержащий вещество А, начинает поступать на участок с повышенным содержанием [Вг2], что, согласно [1], приведёт к высокой селективности процесса. Для того чтобы в установившемся режиме при периодических переключениях направления подачи реакционной смеси селективность в нестационарных условиях была выше, чем селективность в стационарных условиях-5, согласно [18], необходимо и достаточно, чтобы выполнялось условие Далее приводятся результаты математического моделирования периодических режимов в изотермическом проточном реакторе. Предполагая процессы в газовой фазе квазп-стациопарными но отношению к нестационарным процессам на каталитической поверхности, а также неизменную скорость фильтрации по всей длине реактора, можно записать уравнение материального баланса в газовой фазе следующим образом [c.118]

Подавать рециркулят в зону реакции можно совместно с сырьем или отдельно. В последнем случае используется самостоятельный лифт-реактор или рециркулят подается в псевдоожиженный слой катализатора. Предложено также [94, 95] крекинг рециркулята проводить в отдельном реакторе, иыеющем самостоятельную отстойную зону, с последующей раздельной ректификацией продуктов. При работе установок крекинга с высокой конверсией сырья количество рециркулята газойлевых фракций не превышает 15—20% (масс.), и его целесообразно крекировать в смеси с сырьем, так как при раздельном крекинге практически не улучшается селективность процесса [97]. В работе [96] рекомендуется отказаться от рециркулята, включая даже возврат катализаторного шлама, но крекинг предлагается проводить на высокоактивных и износостойких цеолитсодержащих катализаторах с применением усовершенствованных систем пылеулавливания. [c.139]

В США Процесс проводили в больших реакторах диаметром 4880 мм с высотой слоя катализатора от 458 до 1830 мм. Отлагавшийся на катализаторе уголь удаляли с помощью пара каждые 2 часа это позволяло избежать продолжительных продуваний системы от воздуха при регенерации катализатора выжиганием. Молярное отношение пара к бутилену равнялось 15 1—20 1. Превран1,ение за один проход составляло 30%, Селективность процесса была равна 65%, так что в выходящих нз реактора газах содержалось около 20% дивинила. Газовую смесь, выходившую из реактора, немедленно подвергали резкому охлаждению. Выход дивинила составлял 0,55—0,6 кг из 1 кг бутиленов, вступивших в реакцию. В настоящее время в США при работе в крупном промышленном масштабе на новых катализаторах, описанных Кирби [13], получают выходы дивинила 70% и даже выше. Дивинил выделяли из газовой смеси поглощением медными растворами (стр. 213). [c.210]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология