Главная -> Словарь

Катализатора понижается

С целью иллюстрации основных принципов построения упрощенных моделей стационарного слоя рассмотрим результаты обработки данных экспериментов по каталитическому гидрооблагораживанию ДАОарл и ДАОзс . При разработке математического описания деструкция сырья и коксо-отложение на катализаторе не учитывались. В связи с этим в качестве обязательного условия для проведения расчетов являлось наличие экспериментальных данных по начальной активности катализатора, полученные в опытах с длительностью не менее 300 ч, т. е. после стабилизации степени деструкции и скорости коксообра-зования. Были приняты следующие допущения: 1) радиальные градиенты в распределении компонентов сырья в слое катализатора незначительны; 2) изменение концентрации металлов и серы в потоке квазистационарны относительно отложения металлов на катализаторе; 3) диффузионные переносы пренебрежимо малы в сравнении с конвективными переносами; 4) предполагается гиперболическая зависимость падения активности катализатора в зависимости от количества отложившихся в порах гранул металлов — суммы никеля и ванадия.

Рассмотрим несколько примеров проведения операции отвержения гранул. Полученные таблетки, сформованные с добавкой цемента, выдерживают в течение 6 ч при температуре 150° С в атмосфере водяного пара и уг-лекислоты, а затем обрабатывают 4 ч кипяченой водой и только после этого высушивают при температуре 120° С в токе воздуха. В другом случае таблетки катализатора, полученные с применением пластической глины в качестве связующего, помещают в воду для затвердевания в течение 1 ч, а затем в закрытую емкость, где их выдерживают до трех суток под нагретой водой. Отвердевшие таблетки сушат при температуре 80—100° С. Катализатор, полученный с применением алюмината в качестве связующего и сформованный в виде таблеток, сушат на воздухе до пяти суток, обрабатывают паром и прокаливают 9 ч при постепенном подъеме температуры от 200 до 870° С.

Данные о потере катализатора, полученные этим методом и вычисленные по изменению уровней в аппаратах в начале и конце суток с учетом фактически догруженного на установку катализатора, хорошо сходились. Частицы катализатора, уходящего с установки, имеют два преимущественных размера: 0,10 и 0,35 мм . Это свидетельствует о разрушении катализатора в промышленных условиях, протекающем по двум механизмам. По одному из них в результате истирания катализатора о стенки аппаратов, катализаторопроводоз и при взаимном трении частиц друг о друга образуется тонкая пыль. При этом сферическая форма шари-

Данные лабораторных исследований показывают, что результаты каталитического крекинга сильно зависят от длительности, работы катализатора между регенерациями. При небольшой длительности использования катализатора резко возрастает выход, ценных продуктов процесса: бензина, пентан-амиленовой, бутан-бутиленовой и пропан-пропиленовой фракций, и они получаются высокого качества. Данные о влиянии длительности работы катализатора, полученные в промышленных условиях , полностью-подтверждают результаты лабораторных исследований . Эти данные могут быть использованы при корректировке режима установок каталитического крекинга с целью достижения лучших, показателей.

ей, с плохо развитой поровой структурой. Его удельная поверхность не превышает 4.8-5.0 м2/г, удельный объем пор — 0.325 см3/г, а радиус преобладающих пор находится в пределах 40 45 им. К тому же в условиях эксплуатации катализатора доступ к мелким порам блокируется расплавляющейся свободной кислотой. Типичные порограммы свежего и отработанных проб катализатора, полученные методом ртутной порометрии, приведены на рис. 2.1.

Удаление азота в присутствии крекинг-катализатора. Для выяснения роли, которую играют реакции крекинга в удалении азота из хинолина, было проведено несколько опытов с применением промышленного катализатора крекинга вместо обычного алюмокобальтмолибденового катализатора. Полученные результаты сравниваются в табл. 3 с данными, полученными при тех же условиях на обычных катализаторах. То обстоятельство, что в присутствии крекинг-катализатора даже при 450°С достигается лишь незначительная полнота удаления азота, убедительно доказывает преобладающую роль реакций гидрирования в удалении азота.

Полученные данные, графически представленные на рис. 1, выявляют существенные различия реамщонной способности трех исследованных видов олефинового сырья. В определенных интервалах температуры существует линейная зависимость. Для олефиновой фракции С7 линейная зависимость наблюдалась в интервале температур 120—160°; выше 160° обнаружено значительное отклонение от линейности. Считают, что это вызвано менее точным измерением температуры вследствие увеличения скорости реакции и уменьшением «эффективной» концентрации катализатора, обусловленной отрицательным влиянием высоких температур на стабильность катализатора. Для более реак-ционноспособного октена-1 отклонения были больше, а для менее реакционно-способных олефинов Ci2 меньше. При 143° реакционная способность октена-1 приблизительно в 12 раз больше, чем олефиновой фракции С7, i которая в свою очередь приблизительно в 4 раза более реакционноспособна, чем олефиновая фракция Ci2.

Кинетика изомеризации цимолов изучалась с применением толуола в качестве растворителя и небольших количеств галогенида алюминия и галоидоводорода в качестве катализатора. Полученные результаты показали, что в противоположность изомеризации ксилолов изомеризация цимолов протекает не по механизму внутримолекулярного 1,2-перемещения. Согласно предложенному объяснению различие механизмов обусловлено легкостью образования изопропильного карбоний-иона путем диссоциации с-комплекса цимола по сравнению с труднопротекающим отщеплением метального карбоний-иона от а-комплекса ксилола.

Кривые распределения металлов по диаметру частиц катализатора, полученные нами, имеют примерно одинаковый характер с кривыми Мак-Эвоя и др. В случае ванадия их можно считать продолжением кривой. Однако данные по никелю показали несколько менее выраженную неравномерность его отложения. Это, возможно, объясняется различием в условиях отложения металлов и процесса крекинга, а также в методах истирания.

Процесс CFFC. Для производства малосернистых и малозольных продуктов фирма Lummus разработала процесс, получивший название CFFC . Сущность метода заключается в гидрогенизации пасты, полученной смешением измельченного угля и возвратного масла в соотношении «1:3. Процесс проводят при 400—455 °С и 7—14 МПа в присутствии плавающего катализатора. Полученные продукты охлаждаются до 122—204 °С и поступают в сепаратор высокого давления, где гидрогенизат отделяется от газов. Отобранный гидрогенизат подвергают разгонке с целью отделения фракции, выкипающей до 288 °С. Остаток от перегонки обрабатывают промотором, в качестве которого используют богатый парафиновыми углеводородами керосин с целью выделения асфальтенов, которые выпадают в осадок вместе с непрореагировавшим остаточным углем.

Катализатор можно формовать при умеренном и при вы-- соком давлении. Таблетки катализатора, полученные под давлением, имеют гладкую поверхность и большую прочность, что является его существенным преимуществом.

Кинетика изомеризации цимолов изучалась с применением толуола в качестве растворителя и небольших количеств галогенида алюминия и галоидоводорода в качестве катализатора. Полученные результаты показали, что в противоположность изомеризации ксилолов изомеризация цимолов протекает не по механизму внутримолекулярного 1,2-перемещения. Согласно предложенному объяснению различие механизмов обусловлено легкостью образования изопропильного карбоний-иона путем диссоциации о-комплекса цимола по сравнению с труднопроте-кающим отщеплением метильного карбоний-иона от а-комплекса ксилола.

Вследствие затраты тепла на реакции крекинга температура в рабочей зоне реактора с нисходящим сплошным слоем частиц катализатора понижается по ходу движения крекируемого потока. В реакторах, где частицы катализатора находятся в беспорядочном вихревом движении , происходит выравнивание температур. В таких реакторах температуры в разных точках слоя катализатора отличаются мало. Однако и в этом случае крекинг углеводородов протекает с поглощением тепла.

Вследствие затраты тепла на эндотермическую реакцию температура смеси углеводородных фракций и катализатора понижается с t' до f при продвижении этих потоков сверху вниз через рабочую зону реактора. Формула для вычисления температурного градиента

тора. При повышении линейной скорости газовой фазы от 0,1 до 0,3 м/сек плотность кипящего слоя катализатора понижается от 480 до 430 кг/м3.

Имеется оптимальное значение удельной поверхности эмульсии, при котором расход катализатора на реакцию становится минимальным. Для рассмотренного выше случая алкилирования изобутана бутеном-1 с увеличением удельной поверхности эмульсии от 6800 до 10900 см2/см3 расход катализатора понижается более чем на 20%; при дальнейшем же увеличении удельной поверхности до 19 100 см2/см3 расход катализатора повышается почти на 15%.

Пример VI-6. Определение оптимальной температуры для сложного каталитического процесса, сопровождающегося дезактивацией катализатора. Если в ходе процесса активность катализатора понижается, то необходимо повышать температуру, чтобы поддерживать скорости реакций на необходимом уровне для заданного времени т.

В нефтехимической промышленности широкое применение получили сменноциклические процессы с твердым катализатором, который используется одновременно и в качестве теплоносителя . Эта реакция осуществляется в промышленном масштабе . Окись пропилена пропускают через нагретые трубки, содержащие катализатор — фосфат лития. Предварительно окись перегоняют, чтобы освободиться от хлорорганических соединений, в присутствии которых срок службы катализатора понижается. Температуру экзотермической реакции поддерживают в пределах 230—270°, регулируя подачу окиси пропилена и снимая избыточное тепло жидким теплоносителем, омывающим наружную поверхность трубок. Часовая нагрузка на 1 л катализатора составляет 1—2 л жидкой окиси пропилена. Выходящие из реактора газы содержат ацетон, нропионовый альдегид, аллиловый спирт и непрореагировавшую окись. Продукты реакции охлаждают, конденсируют и разгоняют на ректификационных колоннах. На первой колонне отгоняют окись пропилена, которую возвращают в процесс. Во второй колонне отбирают нропионовый альдегид, а в третьей, в которой перегонку ведут в присутствии воды, при 89° отгоняется азеотрониая смесь, состоящая из 73% аллилового спирта и 27% воды. Эту смесь можно затем подвергнуть обсолютированию. При степени превращения окиси пропилена в 20—30% за проход выход аллилового спирта достигает 70—80%.

Контроль и регулирование на описанных полимеризационных установках сводятся к следующему. Поступление сырья в реакторы контролируется записывающим регулятором потока. Указатель температуры на входе сырья в реактор служит для контроля работы сырьевых теплообменников. Паровая вода циркулирует вокруг катализаторных трубок в реакторах по принципу термосифона. Теплота полимеризации отводится путем испарения части воды. Температура катализатора регулируется давлением в парообразователе . Записывающий регулятор давления в парообразователе регулирует количество сырья, которое пропускается по обходной линии первого теплообменника. Этот поток сырья забирает больше тепла в последнем теплообменнике, конденсируя больше пара и уменьшая давление и температуру паровой системы. Температура .катализатора понижается соответственно падению температуры воды.

с понижением температуры), активности катализатора 2 при 90 °С током С02. Осадок отфильтровывают, промывают и сушат до содержания влаги 0,5— 1,0%. Примеси некоторых анионов, например нитрата, делают катализатор неактивным. Активность катализатора понижается также, если осаждение проводить при более низкой температуре и концентрации. Катализатор помещают в стеклянную ампулу, конденсируют туда же 50 мл чистой окиси этилена, после чего ампулу запаивают и помещают в термостат при 50 °С. Индукционный период, составляющий около 90 мин, сменяется быстро протекающей полимеризацией, которая полностью завершается за 2 ч. В некоторых случаях реакция протекает со взрывом и требует специальных мер предосторожности.