Катализатор давления

Выход водорода зависит от углеводородного и фракционного состава сырья, направляемого на риформинг, типа применяемого катализатора, давления и температуры процесса. На отечественных установках Л-35-5 и Л-35-11/300 каталитический риформинг проводят при 3,5—4,0 МПа и 480—520 "С на алюмоплатиновых катализаторах марки АП-56. В таких условиях степень превращения углеводородов сравнительно низкая, и выход водорода составляет 0,7 — 1,0%. В последние годы, благодаря применению бифункциональных катализаторов, промотированных рением, и аппаратурному оформлению процесса с непрерывной и.ли циклической регенерацией катали- [c.24]

Соотношение цис- и транс-изомеров в продуктах гидрирования зависит от строения алкильных групп в исходной молекуле, их положения относительно друг друга и двойной связи, от природы катализатора, давления водорода, а если гидрирование проходит в жидкой фазе, то и от природы растворителя и pH среды. Возможность оценить соотношение продуктов цис- и транс-присоединений водорода к циклоалкенам дает надежду более детально разобраться в механизме гидрирования. Эта реакция является одним из наиболее типичных примеров использования стереохимического подхода для более глубокого изучения механизма гетерогенно-каталитиче-ских реакций. [c.21]

На протекание окисления и на выходы желаемых продуктов решающее влияние оказывают температура, катализаторы, давление и способ введения воздуха или кислорода. [c.449]

В реакторах с опускающимся слоем относительно крупных (3—4 мм в поперечнике) частиц катализатора давление обычно не превышает 0,65 ат по манометру (480 мм рт. ст.). С ростом давления в рабочей зоне такого реактора поступление в него катализатора пз бункера замедляется, испарение сырья затрудняется, а время пребывания его в реакторе увеличивается. [c.86]

Реактор адиабатического типа с неподвижным слоем катализатора Давление, МПа 2—4 [c.283]

Реактор предназначен для гидрокрекинга тяжелых нефтяных дистиллятов в стационарном слое катализатора при давлении 15 МПа и температуре 450 С при регенерации катализатора давление 4 МПа, температура 560" С. [c.231]

Глубина процесса риформинга определяется качеством катализата, т.е. октановым числом, которое обычно при работе по бензиновому варианту находится в интервале 85- 100 пунктов (И.М.), или содержанием суммы ароматических углеводородов при работе по ароматическому варианту [40-75% (мае.)]. Глубина риформинга зависит от совокупности многих параметров сырья, катализатора, температуры и продолжительности контактирования сырья е катализатором, давления, кратности циркуляции ВСГ, типа катализатора и т.п. Известно, что из-за большого эндотермического теплового эффекта процесс проводят в каскаде из трех-четырех реакторов с промежуточным подогревом. Поскольку газосырьевая смесь наиболее быстро охлаждается в первом реакторе, где проходят сильно эндотермические реакции дегидрирования нафтенов, время контактирования сырья с катализатором и средняя температура в этом реакторе наименьшие по сравнению с остальными реакторами. В последнем реакторе продолжается конверсия, в том числе в медленных реакциях, особенно дегидроциклизации, в нем находится больше половины общего количества катализатора. Изменение температуры в последнем реакторе незначительно, поскольку там наблюдается экзотермический эффект гидрокрекинга, для которого требуется значительное количество водорода. [c.149]

Условия проведения процесса температура 470—500° С, давление 3,5—5,0 МПа, циркуляция газа 1500—1800 м7м сырья, объемная скорость подачи сырья 1—3 ч . При регенерации катализатора давление в реакторе 2,0—3,5 МПа. [c.28]

Процессы осуществляются по принципиальной одинаковой схеме исходное сырье сначала разделяется на фракции, которые в присутствии катализатора подвергаются изомеризации. Для подавления реакции крекинга и предотвращения выделения углерода процесс изомеризации, как правило, проводится в присутствии водорода. Применение водорода значительно удлиняет срок службы катализатора. Давление в различных процессах изменяется от 15 до 60 ат. [c.142]

Объемная скорость подачи сырья зависит от качества сырья, применяемого катализатора, давления процесса и получаемых продуктов. При безостаточной переработке вакуумного дистиллята в моторные топлива она оставляет 0,2—0,5 ч при ведении процесса в режиме легкого гидрокрекинга—до 1 ч . [c.154]

В начале эксплуатации установки, когда все три реактора загружены свежим катализатором, распределение воздуха определяется регулированием температуры. Подачу воздуха в первый реактор увеличивают до достижения максимально допустимой температуры. Поток воздуха, подаваемого во второй реактор, также подбирают исходя из его температуры. Оставшуюся часть воздуха подают в послед.чнй реактор. Со свежим катализатором давление в реакторах и рубашках тоже подбирают так, чтобы установка работала при как можно более низкой температуре. [c.282]

В изотермическом реакторе изменяется только концентрация по длине слоя катализатора. Давление меняется относительно мало, так что этим изменением можно пренебречь. Скорость реакции уменьшается при прохождении газа через слой катализатора, однако это снижение зависит только от изменения концентрации. [c.293]

Скорость реакции выражена в ЛОЛ .Д1Л- ч катализатора, давление—в ат. [c.95]

Перейдем теперь к обсуждению связей между переменными, которые характеризуют гидродинамический режим в аппаратах. К ним относятся скорость циркулирующего катализатора, давление и уровень кипящего слоя в аппаратах. [c.41]

Вследствие низкой энергии активации реакций на алюмосиликатных катализаторах скорость их незначительно зависит от температуры. Она определяется, главным образом, активностью катализатора. Давление влияет на скорость реакций поля-конденсации и коксообразования и практически не оказывает влияния на скорость распада углеводородов, протекающих на поверхности катализатора. [c.136]

Режим в регенераторе зависит от температуры, давления, количества воздуха, подаваемого в регенератор, степени закоксованности катализатора. Повышение температуры в регенераторе может привести к пережогу катализатора, а понижение температуры ниже заданной приведет к неполному выжигу кокса. Температура в регенераторе поддерживается постоянной путем изменения подачи в змеевики регенератора-насыщенного водяного пара, из которого получают перегретый пар определенной температуры. Расход воздуха поддерживается постоянным. Давление в реакторе и регенераторе должно быть постоянным, хотя и не одинаковым, иначе нарушается циркуляция катализатора. Давление в регенераторе поддерживается клапаном на линии вывода дымовых газов в котел-утилизатор, давление в реакторе — на линии вывода углеводородных газов реакции из бензинового сепаратора (ректификационной колонны). [c.239]

Синтез углеводородов можно проводить при атмосферном и повышенном давлениях. В присутствие никелевых катализаторов процесс нельзя проводить при давлениях, намного превышающих атмосферное. Это связано с тем, что с ростом давления резко усиливается образование легколетучих карбонилов никеля, обладающих очень высокой токсичностью и коррозионной активностью. В присутствии кобальтовых и железных катализаторов давление может быть повышено до 2 МПа. Рутений при атмосферном давлении обладает невысокой активностью и лишь при давлении более 10 МПа его удельная производительность достигает такой же величины, как у кобальтовых и железных катализаторов при 0,1-2 МПа. [c.107]

Наибольшее распространение в промышленности получил трехступенчатый метод деструктивной гидрогенизации. Температура, при которой проводят жидкофазную гидрогенизацию (350-490°С), зависит от природы перерабатываемого сырья, катализаторов, давления и получаемых продуктов. [c.140]

ВР.,) и сокатализатором (третичный бутиловый спирт). Изменение скорости полимеризации легко наблюдать по снижению давления изобутилена в реакторе. В присутствии только катализатора давление изобутилена снижается медленно и процесс затухает по достижении ничтожной степени превращения изобутилена в полимер. Введение активирующего комплекса приводит [c.202]

Технологические схемы блоков разделения гидрогенизатов гидроочистки и катализатов риформинга с получением высокооктановых бензинов зависят от сырья и давления реакции. На алю-мокобальтмолибденовых и платиновых катализаторах (давление реакции 4 МПа) газы из гидрогенизата и катализата выделяются обычно двухступенчатой холодной сепарацией. На I ступени выделяется водородсодержащий газ при давлении реакции и температуре около 40°С ( Б сепараторе высокого давления) на IIступени при этой же температуре и давлении 0,5—0,6 МПа отделяются растворенные углеводородные газы (в сепараторе низкого давления) (рис. 1У-21). В системе холодной двухступенчатой сепарации получается водородсодержащий газ (до 60—75% об. Нг) при сравнительно небольших потерях водорода с углеводородным газом. [c.231]

Экспериментальные исследования процессов дня прямого гидрообес-серивания мазутов показали большую зависимость их эффективности от компонентного состава и физико-химических свойств остаточного сырья. Анализ имеющихся данных об уровне развития этих процессов для облагораживания нефтяных остатков по мере утяжеления перераба-тьшаемого сырья показали, что для них характерно более резкое ухудшение основных показателей, чем наблюдались при развитии процессов гидроочистки нефтяных дистиллятов при утяжелении их сырья от бензина до вакуумного газойля. Как для гидроочистки дистиллятов, так и для гидрообессеривания нефтяных остатков главные показатели, определяющие эффективность и экономичность процессов — расход водорода и катализатора, давления в реакторах, производительность ехшницы реакционного объема (рис. 1.1). [c.9]

СИМ ости от активности равновесного катализатора, давления в реакторе и т. д. В последнее время на некоторых установках флюид в с1вязи с переходом на переработку легко крекирующихся дистиллятов тяжелого фракционного состава и применением катализаторов повышенной активности количество находящегося в реакторе катализатора было снижено, а объемные скорости увеличены- [c.149]

В литературе имеется большое количество иротиворечивых данных относительно зависимости скорости гидрогенизации от строения углеводородов. Отсутствие согласия в этом вопросе неудивительно, если учесть различие условий проведения эксперимента разными исследователями. Построение рядов соединений по их химической активности не простое дело. Экспериментальные условия должны быть идентичными, а выполнить это требование не так легко, если учесть многообразие переменных факторов, влияющих на процесс каталитической гидрогенизации количество и активность катализатора, чистоту растворителя и углеводорода (яды катализатора), давление, температуру, скорость перемешивания и т. д. Трудно приготовить второй катализатор, в точности воспроизводящий активность первого, даже при точном воспроизведении всех операций приготовления. Могут отличаться по активности даже последующие образцы катализатора, взятые из одной и той же порции [163]. Кроме того, наблюдаемые скорости гидрогенизации нельзя строго сравнивать, если нельзя сопоставить концентрации водорода и непредельных углеводородов в адсорбционном слое в различных опытах [43]. К тому же серии активности, применимые к катализатору А, не могут быть применены к катализатору Б (например, Р1 к Рс1). [c.247]

Диаметр реакторов каталитического крекинга может меняться от 2,5 до 12 м, а высота цилиндрической части — от 10 до 16 м. Отношение высоты реактора к диаметру слоя находится в пределах 1,4—4,0. Реакторы с объемом цилиндрической части 1000—1400 м перерабатывают в сутки до 6000 г сырья. В псевдоожиженном слое может находиться от 20 до 50 г катализатора на каждые 1000 т1сутки перерабатываемого сырья в зависимости от активности катализатора, давления и т. п. При каталитическом крекинге углеводородов необходимо иметь в виду, что объем продуктов реакции в 2,5—3 раза превышает объем паров исходного сырья. [c.359]

Недостаточная активность железного плавающего катализатора побудила испытать для процессов деалкилироваиия высших фенолов более активные стационарные катализаторы. Это направление в настоящее время привлекает наибольшее внимание. При использовании таких катализаторов давление и температуру понижали до таких пределов, чтобы не восстанавливался целевой продукт — фенол. Так, например, при гидрировании смолы, рбразующейся при синтезе фенола кумольным методом, в составе которой содержится 2-(п-окси-фенил)-2-фенилпропан, на катализаторе WSj - -NiS на AljOg для сохранения образующегося фенола (выход 23,5%) температуру понижали до 275 °С, а давление до 50 кгс/см. [c.205]

Установки каталитического крекинга с реакторными блоками использующими псевдоожиженный слой твердого микросфериче ского катализатора, получают преимущественное развитие и яв" ляются наиболее перспективными для крупнотоннажных производств. Устойчивая турбулизация двухфазной системы в псевдоожиженном (кипящем) слое обеспечивает интенсивную тепло-п массопередачу между фазами и постоянство температур во всем объеме слоя. Изотермичность и высокая теплопроводность псевдо-ожиженного слоя способствует стабильности химических реакций между реагентами. Благодаря увеличению поверхности соприкосновения межфазные процессы идут с высокими скоростями. Конструктивное исполнение реакторных блоков каталитического крекинга обусловливается химизмом процесса, а также условиями фазового взаимодействия реагентов с катализаторами —давлением и температурой. Реакторные блоки установок с крупно-гранулированным катализатором значительно уступают по своим технико-экономическим показателям блокам с кипящим слоем микросферического катализатора, особенно блокам, в которых используются лифт-реакторы с полусквозными потоками двухфазных систем, где конверсия происходит в прямоточной восходящей части аппарата. Несложная система циркуляции микросферического катализатора, а также большая гибкость по перерабатываемому сырью позволяют создавать реакторные блокн каталитического крекинга единичной мощности до 4,0 млн. т/год. [c.388]

Можно отметить четыре основных поколения развития процесса. Первое - полурегенеративные процессы, осуществляемые по технологической схеме, представленной на рис. 6.16. Это установки, сооруженные в 50-60-х годах и первоначально рассчитанные на использование монометаллических платиновых катализаторов, работали при 2,5 - 3,5 МПа и кратности циркуляции ВСГ - 1500 -2000 нмЗ/мЗ сырья. При переводе на полиметаллические катализаторы давление было снижено до 1,5 - 2 МПа, а кратность - до 1200 -1500 нмЗ/мЗ. Из-за меньшей коксогенности бензольно-толуольную и кси-лольную фракции, а также бензиновые фракции, богатые шестичленными нафтенами, подвергают риформингу под давлением 1-1,2 МПа и кратности циркуляции ВСГ 1100- 1200 сырья. Уменьшение [c.156]

Наряду с повьипением температуры степень выжига кокса увеличивается с ростом давления и линейной скорости газа в регенераторе. В США на одних установках с псевдоожиженным слоем катализатора давление в регенераторе повышают примерно до 0,22 МПа, а на других-до 0,3.МПа. Благодаря значительному запасу прочности регенератора такое давление удается поддерживать и на действующих установках крекинга, которые первоначально были рассчитаны на работу регенератора при 0,1 МПа (избыточном) [218]. С повышением давления увеличивается расход энергии на привод воздуходувки, однако большая часть этой энергии может быть утилизирована в случае монтажа на установках турбодетандеров, к. п. д. которых с увеличением давления дымовых газов возрастает [206, 219]. [c.126]

Реактор гидрокрекинга. Реактор гидрокрекинга служит для переработки тяжелых нефтяных дистиллятов в стационарном ело катализатора в присутствии водорода. Давление в режиме реакции равно 15 МПа и температура 450 С, в режиме регенерации катализатора давление 4 МПа и температура 560 С. Реактор (рис. ХХ111-11) — вертикальный цилиндрический аппарат внутренним диаметром 3 м и высотой около 38 м. Аппарат ио высоте имеет шесть зон верхнюю фильтрующую н пять реакционных. [c.390]

В промышленности реализовано несколько схем каталитического крекинга со взвешенным слоем катализатора [5—7]. Взаимное расположение реактора и регенератора, система и способ транспорта катализатора, давление в аппаратах и другие параметры обусловили наличие различных схем и разных конструкций аппаратов. Характерной особенностью первых разработок было разновысотное расположение реактора и регенератора. [c.248]

На установках с непрерывной регенерацией катализатора давление процесса может быть снижено до 0,9—1,0 МПа а мольное отношение водорода к сырью до 2—3. Работа установки при столь низком давлении на постоянно обновляемом катализаторе, активность котсфого мало отличается от свежего, позволяет получать высокий выход товарных продуктов. [c.171]

Уравнения реакций приведены во второй графе таблицы. В третью графу помещены сведения о составе (в массовых единицах) и фазовом состоянии катализатора. Давление Р, при котором изучалась кинетика процесса, указано в четвертой графе. Интервалы температур и уравнения кинетики, для которых справедливы представленные в таблице значения натурального логарифма предэкспоненциального множителя уравнения Аррениуса Ао и энергии активации даны, соответственно, в пятой и щестой графах. В седьмой графе приведены единицы измерения констант скорости реакции к либо (при отсутствии величины 1п 0 для данной реакции) значения к при определенной температуре Т (в исследованном интервале). [c.445]

На конверсию углеводородного газа влияют активность катализатора, давление и температура процесса, его объемная скорость, состав сырья, соотношение парггаз. [c.166]

Установка с высокотемпературным нагревом реагентов (до бОО С) с беспламенным окислением метана без образования сажи была пущена фирмой БАСФ (ФРГ) в 1954 г. Реактор шахтного типа загружался (по ходу газа) слоем инертного огнеупорного материала, затем слоями платинового и никелевого катализаторов. Платиновый катализатор служил форконтактом для быстрого развития реакций при большой объемной скорости. Температурный шксимум приходится на первые сантиметры этого катализатора, а никелевый служит в основном для эндотермических реакций. Слой инертного материала предотвращает проскок пламени в объем над катализатором. Давление в реаюторе близко а к атмосферному. Несмотря на высокотемпературный нагрев (600°С) реагентов (метана, пара и кислорода), горения в свободном объеме и образование сажи не наблюдалось. Впоследствии аналогичный метод ирма 6АСФ применила для конверсии бензинов при атмосферном давлении. [c.102]

Известен и другой способ понижения температуры застывания керосиновых и газойлевых фракций — процесс каталитического крекинга (в присутствии водорода) длинных цепей парафиновых углеводородов как неразветвленных, так и слегка разветвленных. Селективность в отношении крекинга молекул парафиновых углеводородов разных размера и формы — особенность применяемого в данном процессе катализатора. Характеристика процеоса реактор с неподвижным слоем катализатора, давление — умеренное (2,1—4,2 МПа) температура — до 427 °С циркуляция газа с высокой концентрацией водорода для поддержания активности катализатора водород не расходуется длительность рабочего пробега между циклами окислительной регенерации от 6 до 24 месяцев в периоды между этйтли циклами осуществляется неокислп-тельная реактивация его в сравнительно мягких условиях сырьем могут служить газойлевые дистилляты, как предварительно очищенные, так и неочищенные с содержанием азота до 1000 млн- и серы до 3% содержание к-алканов в сырье может достигать 50% температура застывания газойля (360—410°С) понижается с -Ы8 до —12 °С при выходе целевого продукта около 82% (об.) и суммарном выходе нафты и фракции С4 до 18% (об.). [c.282]

Процесс Гудри выгодно отличается том, что нри его применении можио обходиться без контактных труб. Реактор облицован керамическим материалом. Коксования не происходит, поскольку оно вызывается активной окисью железа, оседающей па катализаторе. Давление составляет около 0,7 ат. [c.65]

Самыми важными параметрами процесса полимеризации о.те-фипов из крекинг-газов являются продолжительность реакщщ, активность катализатора, давление, степень гидратации катализатора и температура. Все эти параметры в известной степени вза-имно связаны л их. можно изменять только, в оиределепных узких пределах. [c.236]