Реактор при контакте с катализатором

Независимо от схемы циркуляции, температура катализатора на разных участках неодинакова. Циркулирующий катализатор приходит в контакт с разными средами в реакторе с сырьем и водяным паром, в регенераторе с воздухом и продуктами сгорания, а между ними с транспортирующими его потоками, В реакторе температура катализатора (шарикового) понижается примерно с 520—560 до 450—480°, а в регенераторе катализатор вначале нагревается до 600—680°, а затем охлаждается до 530—580°. [c.61]

Высокая активность цеолитсодержащих катализаторов в сочетании с их быстрой дезактивацией в ходе реакции обусловила создание прямоточных лифт-реакторов с восходящим потоком газо-катализаторной смеси. Для лифт-реактора массовая скорость подачи сырья является условным показателем и физический смысл имеет время контакта катализатора с сырьем. При этом время контакта катализатора с сырьем в лифт-реакторе снижается до 4—8 с против 180—190 с в реакторе с псевдоожиженным слоем. В ряде вариантов крекинга для формирования качества конечных продуктов и некоторого изменения их соотношения в желательном направлении на выходе из прямоточного лифт-реактора [c.109]

В процессе крекинга наряду с газообразными углеводородами, бензином и другими целевыми продуктами образуется кокс, который накапливается на поверхности катализатора. Вследствие экранизации активных центров алюмосиликата коксовыми отложениями активность катализатора быстро снижается. Эта дезактивация является обратимой, так как после окислительной регенерации первоначальная активность катализатора полностью восстанавливается. Влиянию продолжительности цикла крекинга (или длительности работы катализатора) на показатели процесса посвящены исследования [87, 119—120]. Под терминами продолжительность цикла крекинга , длительность работы катализатора или продолжительность использования катализатора понимается время от начала до окончания контакта катализатора в реакторе с парами сырья и реагирующей смеси. В системах с движущимся слоем это время совпадает с продолжительностью пребывания частицы катализатора в реакционной зоне. В этом случае длительность работы катализатора зависит от объема реакционной зоны и количества циркулирующего катализатора. В реакторах со стационарным слоем катализатора длительность его работы совпадает с продолжительностью цикла крекинга. [c.95]

Внедрение цеолитсодержащих катализаторов выявило необходимость применения для крекинга прямоточных реакторов с восходящим потоком (лифт-реакторов) с малым временем контакта катализатора и сырья, специальных приемов регенерации, обеспечивающих снижение содержания остаточного кокса на катализаторе до 0,05% (масс.) и окисление оксида углерода в диоксид. Схема реакторного блока одной из современных установок каталитического крекинга, предназначенного для максимального использования активности и селективности цеолитсодержащих катализаторов, приведена на рис. 1.1. Совершенствование аппаратурного оформления процесса, выбор необходимых условий реакции и регенерации при дальнейшем улучшении качества цеолитсодержащих катализаторов позволили дополнительно увеличить выработку бензина на 6—12% (масс.). [c.8]

Авторами работы [56] показано, что для реактора идеального вытеснения с неподвижным слоем катализатора наблюдаются три класса изменения активности катализатора в зависимости от величины N при постоянном массовом отношении катализатор сырье (рис. 4.19). Экспериментальные исследования подтверждают характер приведенных кривых. В частности, для крекинга кумола зависимость конверсии от времени контакта катализатора [c.115]

Тем не менее, применение катализатора повышенной активности снимает ряд проблем при организации производства полиэтилена высокой плотности. В первую очередь это касается снижения времени контакта катализатора с этиленом, что соответственно позволяет уменьшить объем реактора. Использование катализатора на основе диизобутилалюминийгидрида позволяет увеличить мощность полимеризационного агрегата в 3—4 раза при увеличении объема реактора только в два раза. [c.70]

Максимальный выход пропилена при одинаковом времени контакта в значительной степени зависит от типа применяемого катализатора и температуры. Так, при температуре 700 °С предпочтительно применение горелой породы с частичным заполнением реактора и катализатора Ц-10 (см. таблицу 5). В области температур 750 - 800 °С наибольший выход пропилена обеспечивает пиролиз на горелой породе с частичным заполнением катализатора. При дальнейшем повышении температуры (до 850 °С) целесообразно применение горелой породы с максимальным заполнением реактора и кварца. Среди исследованных образцов, с учетом возможности технической реализации, нами предлагается пиролиз на горелой породе при заполнении реакционного объема на 10 %. [c.18]

Легкие углеводороды (разбавители) в основании лифт-реактора контактируют с регенерированным катализатором, способствуют поднятию и ускорению катализатора 2 перед тем, как остаточное сырье попадает в разбавленный каталитический поток через специальный сырьевой распылитель 3. Зоны 1 и 2 способствуют быстрому и тесному контакту катализатора с нефтяным остаточным сырьем, что позволяет увеличить выход продукции и добиться частичной пассивации металлических загрязнителей в циркулирующем катализаторе. Далее основные реакции протекают в лифт-реакторе 4. Газопродуктовая смесь через верх реактора поступает на фракционирование, а отработанный катализатор - в двухступенчатый регенератор 5 с холодильником катализаторов 6. Двухступенчатый регенератор позволяет решить достаточно трудные задачи-за счет выжигания в 2 ступени снизить концентрацию кокса в катализаторе до заданного низкого уровня, несмотря на то что кокса много образуется за счет высокого содержания в остаточном сырье тяжелых асфальтовых соединений и отравляющих катализатор металлов-никеля и ванадия. Вместе с тем, чтобы избежать разрушения катализатора, условия в регенераторе должны быть достаточно мягкими и обеспечивать надежный теплоотвод и заданный температурный режим. [c.183]

МО точная схема подачи сырья в лифт-реактор, где происходит его контакт с катализатором, массовая скорость подачи сырья в этом случае является условной из-за неточности определения массы катализатора в зоне реакции. Физический смысл имеет время контакта катализатора с сырьем, которое определяется временем прохождения сырья и катализатора от начала лифт-реактора до выхода продуктов реакции из отстойной зоны реактора. [c.49]

На рис. 2.1 (а, б) дается изменение скорости паров, конверсии, содержания кокса, металлов и азота на катализаторе, выхода бензина и легкого газойля, активности катализатора по высоте лифт-реактора (а), а также зависимость конверсии керосино-газойлевой фракции и выхода продуктов от времени контакта катализатора Цеокар-2 с сырьем при кратности циркуляции катализатора 12 1 при различных температурах (б). Как видно из рисунка, с увеличением времени контакта катализатора с сырьем выход бензина проходит через максимум, а конверсия сырья, содержание кокса, металлов и азота на катализаторе возрастают. При этом с ростом температуры реакции максимальный выход бензина сдвигается в область меньших значений времени контакта катализатора с сырьем. [c.49]

Во многом оптимизация работы установок каталитического крекинга зависит от эффективности ввода сырья и катализатора в лифт-реактор и от скорости отделения продуктов крекинга от катализатора. Ввод сырья и контакт катализатора в прямоточном лифт-реакторе осуществляется через специальные узлы, принципиальная схема которых показана на рис. 2.9. [c.70]

При каталитическом крекинге из тяжелого, сырья (к ро-сино-газойлевой фракции, выделяемой из нефти на установке АВТ 200—350 °С газойля вакуумной перегонки, термического крекинга, коксования) получают высокооктановые компоненты бензина (47,5 %), газ (до 20 %), легкий и тяжелый газойль. Иначе говоря, этот процесс позволяет значительно увеличить выход светлых нефтепродуктов при переработке нефти. В процессе применяют аморфные и кристаллические алюмо-силикатные катализаторы. После контакта с сырьем в реакторе на катализаторе отлагаются частички кокса, и он направляется в регенератор, где его активность восстанавливается за счет выжига кокса. Процесс протекает при 470-535 С и невысоком давлении 127,5-279,5 кПа. [c.27]

Металлизацию пламенным напылением [19] широко применяют (Горное Бюро) для покрытия труб теплообменников никелевыми катализаторами с целью использования их как реакторов метанирования. Непосредственный контакт катализатора [c.49]

Поступающее сырье, обычно смесь парафинов с регулируемым количеством олефинов, смешивают с циркулирующим изобутаном и направляют в реактор, обеспечивающий интенсивный контакте катализатором — фтористоводородной кислотой. Продукты реакции поступают в отстойник нижний слой идет на регенерацию и" возвращается в реактор, верхний слой поступает в отпарную колонну, где выделяются непрореагировавший изобутан и более легкие углеводороды остаток с низа отпарной колонны представляет собой автомобильный алкилат. Часть отгона из отпарной колонны направляют в пропановую колонну из отгоняющегося пропана в отпарной колонне удаляют фтористый водород. [c.15]

Боресков указывает [370], что по своей активности, отнесенной к единице веса, платина превосходит все известные катализаторы окисления ЗОг. Поэтому платина, нанесенная на различные носители (асбест, сульфат магния, силикагель) до недавнего времени широко применялась как промышленный катализатор в производстве серной кислоты [3701. В ходе изучения кинетики и механизма реакции окисления 50г установлено, что ее лимитирующим этапом является адсорбция ЗОз на поверхности платины, покрытой адсорбированным кислородом, продукт реакции — 50з — связан с поверхностью контакта настолько сильно, что это тормозит адсорбцию кислорода и тем самым скорость всего процесса [109]. В результате кинетических исследований Боресковым выведено уравнение, удовлетворительно описывающее полученные экспериментальные данные. Это уравнение может быть использовано для расчета необходимого для загрузки в промышленный реактор количества катализатора. [c.267]

Методы испытания катализаторов. Почти каждая фирма, занимающаяся производством катализаторов, и большинство нефтяных компаний применяют свои собственные методы оценки качества катализаторов. Масштабы таких испытаний резко различаются в одних случаях через установку пропускают всего несколько миллилитров газойля за час, в других сотни литров в день. В небольших лабораторных установках испытания проводятся практически в изотермических условиях реакторы в этих установках помещаются в нагревательные блоки, температура в которых регулируется нагревательными приборами. В то же время большие пилотные и промышленные установки работают в основном в адиабатическом режиме. При измерении активности эти различия обычно мало сказываются на результатах превращения сырья. Однако в некоторых случаях, в частности при использовании новых промышленных лифт-реакторов, где время контакта катализатора с сырьем очень мало, различия в температурных условиях реакции сильно влияют на состав продуктов. В результате на лабораторной установке изотермического режима наблюдается иное распределение продуктов, чем в промышленных условиях. [c.253]

Для подавления процесса образования фенолов в реакторе каталитического крекинга было предложено создать вос-с гаионительную среду путем подачи топливного газа в нижнюю часть лифт-реактора. Свободный кислород, оставшийся при этом в регенерированном катализаторе, должен связываться в водяной пар п диоксид углерода до контакта катализатора с сырьем. [c.121]

Применение в лифт-реакторе высокоактивных кaтaJ изaтo-ров, требующих значительно меньшего времени контакта с сырьем, позволило существенно увеличить скорость подачи сырья и соответственно производительность установки по свежему сырью. Весовая скорость подачи сырья в лифт-реакторах обычно составляет 50-70 ч , в отдельных установках достигает 200 ч 1 /9/. Время контакта катализатора с сырьем в лифт-реакторе снижается до 1-8 с против 180—190 с в реакторе с плотным кипящим слоем. [c.31]

В трубчатых реакторах иногда наблюдается спекание верхнего слоя катализатора, одной из причин которого является непосредственный контакт катализатора со стальной стенкой. В решетчатых реакторах этого соприкосновения нет между металлической решеткой и катализатором имеется слой огнеупорной керамики. Кроме того, решетчатые реакто1>ы обладают следующими достоин- [c.340]

Для каталитического крекинга характерно постоянство выхода продуктов при заданной конверсии сырья независимо от сочетаний значений массовой скорости подачи сырья и кратности циркуляции катализатора, при которых она была достигнута, если нет ограничений по мощности регенератора и десорбера. Поэтому в качестве определяющих параметров технологического режима крекинга рассматривают конверсию сырья, парциальное давление паров сырья, температуру реакции, время контакта катализатора с сырьем для ли4л--реактора, полноту регенерации катализатора. В свою очередь на промышленных установках эти параметры связаны с производительностью по сырью и температурой его предварительного подогрева, температурой регенерации, расходом водяного пара, подаваемого на смешение с сырьем в реактор, и другими параметрами. [c.109]

Общего улучшения условий работы катализатора можно достичь известными методами, позволяющими снизить образование кокса в стадии крекинга или распределить его по большей массе катализатора. Выход кокса уменьшается (при равной глубине превращения) повышением температуры и соответственным уменьшением времени контакта катализатора с сырьем. Рапространен-ным методом является также повышение кратности циркуляции катализатора. В этом случае кокс распределяется по большой массе катализатора. Поэтому, несмотря на некоторое увеличение выхода кокса в % на сырье, содержание кокса в катализаторе снижается, а следовательно, уменьшается и перегрев частиц при регенерации. Повышение кратности циркуляции имеет и ряд других важных преимуществ увеличивается выход и качество продуктов крекинга, возрастает количество тепла, вносимого с катализатором в реактор. Это позволяет уменьшить число охлаждающих змеевиков в регенераторе и одновременно снизить расход топлива на предварительный нагрев сырья. Увеличение кратности циркуляции связано с некоторыми трудностями — возрастает количество кокса, которое необходимо выжигать в регенераторе, уменьшается длительность пребывания катализатора в регенераторе, увеличивается теплота сгорания кокса, из-за большого содержания в нем водорода осложняется работа отпарной зоны реактора [105, 106]. [c.91]

Две аналогичные модификации конструкции регенератора предложены в патенте [229] регенератор также разделен перегородкой на две зоны. Отходящий газ с вынесенным катализатором выходит из плотного псевдоожижениого слоя в зону разреженной фазы катализатора через отверстие в центре перегородки, к которому по трубке подводится воздух для дожига СО в Oj. Далее катализатор, в основном отделившись от потока газов за счет различия в скоростях, ссьшается через отверстие у стенки аппарата и поступает в псевдоожиженный слой. Обмен катализатором между верхней и нижней зонами регенератора может составить от 30 до 300% обмена катализатором между реактором и регенератором В соответствии со вторым вариантом в верхней зоне регенератора расположены верхняя и нижняя перегородки, которые обеспечивают более четкий контакт катализатора с газами и потоков катализатора между собой. Унесенный катализатор попадает вначале на верхнюю перегородку, затем ссьшается на нижнюю, наклоненную к центру аппарата, получая дополнительное тепло от потока газов. [c.130]

Расчет адиабатических реакторов с катализатором, расположенным в трубах. Смесь газов при постоянных температуре и давлении поступает в реакторы типа теплообменника, имея однн и тот же состав. При контакте с катализатором смесь изменяет свою температуру, давление и состав по длине слоя катализатора. Температура и состав изменяются также и в поперечном направлении. [c.293]

Выгрузку катализатора из реактоpan-poii3Bo j,aT в случае потери его активности проста гидравлического сопротивления в реакторе. Еслп катализатор в результате потери активности вторично не используется, перед выгрузкой его можно смочить водой для предотвращения загорания при контакте с воздухом (выгруженный в металлическую тару и смоченный водой катализатор все же постепенно окисляется на воздухе, при необходимости его вновь смачивают водой). Другим способом, предотвращающим загорание катализатора на воздухе, является мед.тенное его окисление в аппарате [1, с. 209]. В аппарат с катализатором подают пар или инертный газ, а затем постепенно добавляют воздух. Режим стабилизации зависит от того, используется катализатор вторично пли нет [1, с. 205]. [c.190]

Вместо алюмосиликатного катализатора в реактор загружают катализатор алюмоплатиновый или алюмоплатинорениевый. Частицы промышленного алюмоплатинового катализатора имеют вид цилиндриков диаметром 3—4 мм, высотой 5—6 мм. Так как диаметр реактора невелик, для улучшения условий контакта сырья и катализатора последний следует раздробить па более мелкие частицы (размером 2—3 мм), отсеяв затем пыль. Сырьевую бюретку заполняют бензиновой фракцией. Газ каталитического риформинга обогащен водородом, что затрудняет конденсацию паров катализата, поэтому приемники и абсорбер следует поместить в бани с сухим льдом. [c.162]

Для лифт-реакторов массовая скорость подачи сырья является условным показателем вследствие неточности определения действительной массы катализатора в зоне реакции и физический смысл имеет время контакта катализатора с bipbeMj (см. гл. 4, с. 111). С увеличением времени контакта катализатора с сырьем, как видно из приведенных на рис. 4.29 кривых для крекинга керосино-газойлевой фракции на цеолитсодержашем катализаторе Цеокар-2 (размер частиц 0,1—0,4 мм), выход бензина проходит через максимум, а конверсия сырья, выход газа и кокса возрастают. При этом максимальный выход бензина с ростом температуры крекинга сдвигается в область меньших значений времени контакта катализатора с сырьем [c.132]

Реакторы лифтного типа могут быть выполнены в виде вертикального аппарата или аппарата изогнутой линии, а также иметь конструкцию, обеспечивающую поворот потока на 90 или 180°. В аппаратах в виде изогнутой линии за счет их значительной протяженности обеспечивается требуемое время контакта катализатора и сырья при небольшой высоте такие реакторы характерны для установок фирмы Техасо, имеющих в зависимости от технологии одну ил несколько транспортных реакционных линий [4]1 [c.162]

Продолжительность реакции. Истинная продолжительность реакции при идеальных условиях выражается частным от деления объема катализатора в реакторе на скорость подачи углеводородного сырья этот показатель является величиной, обратной объемной скорости. Если пе достигается надлежащего контакта катализатора с поступающим углеводородным сырьем, то эффективная продолжительность реакции будет определяться пе общим объемом катализатора, а лишь той частью его, которая контактируется с углеводородным сырьем, в частности с олефипом. Продолжительность пребываппя углеводородов в реакторе сама по себе не имеет существенного значения, но для данной системы при увеличении доли углеводородов, через которую олефиновый компонент должен пройти для коптактированпя с катализатором, можно в известной мере регулировать подачу олефина в истинную реакционную зону, а возможно, и предотвратить нежелательное местное повышение концентрации олефина. Минимальная продолжительность реакции определяется количеством пислоты в свободном объеме (со стороны технологического потока) теплообменника нри фтористоводородном алкилировании и отношении катализатор углеводород 1 1 она равна 5—10 мин. Для установок сернокислотного алкилирования обычно принилшют большую продолжительность реакцпп (20 — 30 мин.). [c.199]

Контролируемый каталитический крекинг позволяет снизить время контакта катализатора с сырьем и, соответственко, время преоывания газокатализаторной смеси в реакторе. Это позволяет быстро и эффективно остановить реакцию и не допустить образования бензина и легких углеводородов. При такой пониженной конверсии [c.265]

На рис. 78 показан реакторно-регенераторный блок секции каталитического крекинга типа ортофлоу ГК-3 (соосное расположение реактора и регенератора) [157]. По этой схеме сырье поступает в реактор Р-1, куда самотеком спускается отрегенери-рованный катализатор. Крекинг проходит во время контакта катализатора с сырьем в реакторе. Продукты реакции через верх реактора поступают на фракционирование, а закоксованный катализатор по пневмоподъемнику поступает в регенератор, где происходит отжиг кокса. К основным конструктивным особенностям секции каталитического крекинга установки ГК-3 можно отнести [c.240]

Десорбер располагается в нижней части реактора. Для отпаривания катализатора от углеводородов (продуктов реакции), в нижнюю часть десорбера через специальное устройство — барботер — подается водяной пар, который движется навстречу опускающемуся из реактора закоксованному катализатору. Полнота от-парки катализатора от углеводородов — очень важный фактор, так как недесорбированные продукты крекинга потребляют при своем сжигании много кислорода, и тем самым способствуют повышению температуры в регенераторе. Зона десорбции обычно имеет каскадные тарелки, которые обеспечивают лучший контакт катализатора и пара и улучшают отнарку. Скорость водяного пара определяется условиями процесса отпаривания и конструкцией десорбера. Расход пара в зону десорбции составляет [c.74]

Внедрениа в промышленность высокоактивных цеолитсодержащих катализаторов привело к резкому увеличению скоростей реакции каталитического крекинга и существенному уменьшению необходимого контакта катализатора и сырья.Это обусловило поиск новых типов реакторов, позволяющих осуществлять процесс крекинга при регулируемых временах контакта катализатора и сырья. Наиболее эффективными с этой точки зрения оказались лифт-реакторы.Время контакта в лифт-реакторах может регулироваться путем изменения скоростей паровой и твердой фаз, а также варьированием высоты реакционной зони[-1]. [c.96]

СТРУЕВЫЕ КИНЕТИЧЕСКИЕ МЕТОДЫ (проточные методы), используют для исследования кинетики и механизма р ций, определения активности и селективности катализаторов. При этом поток реагента (индивидуального в-ва или смеси его с инертным разбавителем) пропускают через термостатируемый. трубчатый реактор с катализатором или без него. Скорость потока м. 6. постоянной, нарастающей или мгновенно падающей до нуля соотв. различают методы непрерывной струи, ускоренной струи и остановленной струи. В каждом из методов определяют зависимость состава смеси продуктов или кол-ва образующегося (либо поглощающегося) при р-ции газа от времени пребывания реагента в зоне р-ции (времени контакта) для этого примен. хроматографич., электрохим.. Спектральные или др. методы анализа. Затем находят кинетич. ур-ние, описывающее зависимость скорости р-ции от конц. реагентов или зависимость степени превращ. от времени контакта, а по нему — константу скорости р-ции. В импульсном микрокаталитич. варианте С. к. м. реагент периодически вводят в поток газа-носителя, непрерывно пропускаемый через реактор с катализатором, анализируя продукты на выходе из реактора хроматографически. [c.548]

При изучении кинетики реакций в жидкой фазе возможно применение комбинированной системы в реакторе находится жидкий компонент с суспендированным в нем катализатором и через него пропускается другой, газообразный компонент. Преимущество такого метода, примененного Р. Прайсом и Д. Шивецом [1038] при изучении кинетики гидрирования циклогексена, по сравнению с описанным выше методом заключается в возможности варьирования времени контакта катализатора с водородом и изменений парциального давления последнего. [c.518]