Главная -> Словарь

Катализатора присутствие

1. Установки, на которых регенератор располагается выше реактора. Установки этого типа • строились преимущественно на первом этапе развитии промышленного каталитического крекинга с циркуляцией пылевидного катализатора. Принципиальная схема одной из них изображена на рис. 86 .

При использовании порошков в качестве исходного материала процесс формовки проводят на таблеточных машинах сухим прессованием гранул катализатора. Принципиальная кинематическая схема одной из таких машин приведена на рис. 248. Основными узлами машины являются круглый вращающийся стол 1, в котором установлены матрицы, и блоки верхних 2 и нижних 3 пуансонов, которые вращаются синхронно со столом. Вал стола приводится от электродвигателя 4 через ременные 5 и зубчатые 6 передачи. Для перемещения пуансонов при их вращении вместе со столом на их концах установлены направляющие ролики 7 и 8, которые катятся по неподвижным направляющим 9 и 10. Исходная смесь поступает в матрицы из бункера-питателя в момент прохода отверстия матрицы под отверстием в дне бункера. Количество поступающей в матрицу смеси определяется глубиной погружения нижнего пуансона в матрицу. Последнюю регулируют положением питательного ролика 11, действующего на торец пуансона. Усилие прессования создает нажимной ролик 12, действующий на пуансоны в момент прессования. Готовая таблетка выталкивается нижним пуансоном в момент действия на него выталкивающего ролика 13. Для предотвращения создания заторов при наполнении матриц порошком в бункере-питателе установлена мешалка 14. Для очистки поверхности стола предусмотрены щетки 15.

стационарным слоем катализатора, где условия процесса выбраны таким образом, чтобы обеспечить длительность сырьевого, межрегенерационного цикла 0,5—1 год и более. Окислительная регенерация катализатора производится одновременно во всех реакторах. Общая длительность простоев установок подобного типа 20—40 суток в год, включая регенерацию катализатора и ремонт оборудования. Технологическая схема установки приведена на рис. 2.20. Очищенное и осушенное на блоке гидроочистки сырье смешивается с циркулирующим водородсодер-жащим газом, подогревается в теплообменнике 3 и печи 4 и поступает в реактор первой ступени. На блоке риформинга имеется три—четыре адиабатических реактора и соответствующее число печей для межступенчатого перегрева продуктов реакции. По выходе из последнего реактора газопродуктовая смесь охлаждается до 20—40 °С и после сепарации водородсодержащего газа основная часть поступает на прием циркуляционного компрессора 2, а избыток выводится на блок предварительной гидроочистки бензина или передается иным потребителям. Катализат с растворенными углеводородными газами подается на стабилизацию 9 , где продукты реакции разделяются на катали-зат с заданным давлением паров, сжиженный газ и сухой углеводородный газ. На установках имеется также оборудование для промотирования катализатора хлором в циклах реакции и регенерации и для регулирования влажности в системе риформинга. Установки со стационарным слоем катализатора рассчитаны на рабочее давление 4,0—1,5 МПа . При снижении рабочего давления с одновременным повышением глубины превращения сырья более экономичны установки с непрерывной регенерацией катализатора. Принципиальная схема реакторного блока такой установки приведена на рис. 2.21. Четыре реактора

Рис. П-13. Принципиальная схема САР циркуляции катализатора в РРБ установки 43-102.

Принципиальная схема системы регулирования циркуляции катализатора показана на рис. П-13.

Переход к схемам риформинга с непрерывной регенерацией катализатора. Принципиальная схема риформинга на платино-рение-вом и других полиметаллических катализаторах практически не отличается от описанной выше , поэтому переход

Процесс гидрообессеривания проводят в псевдоожиженном или в неподвижном слое катализатора. Принципиальная технологическая схема для сырья, содержащего относительно невысокое количество металлов и асфальтенов, практически не отличается от схемы гидроочистки дистиллятного сырья, в частности сооружаются реакторы со стационарным слоем катализатора. Процесс с псевдо-ожиженным слоем отличается большей гибкостью, так как предусматривает медленное, но непрерывное обновление катализатора .

Технология дуалформинга, освоенная в 80-е годы, удовлетворяла ло своим параметрам современным требованиям. Особенностью технологии дуалформинга является применение неподвижного слоя катализатора в первых трёх реакторах, а в последнем реакторе — движущегося слоя катализатора, принципиальная схема приведена на рис. 5.7 .

Рис. 8.9. Принципиальная технологическая схема установки риформипга непрерывной регенерация катализатора:

Алкилирование бензола осуществляется газами, содержащими от 15 до 100 % этилена в жидкой фазе с А1С13 в качестве катализатора. Принципиальная технологическая схема процесса представлена на рис. 25. Алкилирование проводят в реакторе 3.

Все катализаторы гидроочистки устойчивы к отравлению. Не-.сколько снижает активность катализатора присутствие окиси углерода, которая может поступать в реактор со «свежим» водородсодер-жащим газом. В условиях гидроочистки под воздействием водорода окись углерода гидрируется до метана, что увеличивает расход водорода на реакцию.

Влияние серосодержащих соединений. Выход и качество риформинг-бензина снижаются при переработке сырья с повышенным содержанием серы; кроме того, повышается плотность циркулирующего водородсодержащего газа, увеличиваются газообразование и степень закоксовывания катализатора. Присутствие сероводорода в циркулирующем газе приводит к коррозии аппаратов установки, особенно змеевиков печи. В результате требуется частая регенерация катализатора.

Все катализаторы гидроочистки довольно устойчивы к отравлению. Несколько снижает активность катализатора присутствие оксида углерода. При гидроочистке остаточных фракций активность катализатора может резко падать вследствие отложения в его порах металлов и металлоорганических соединений, содержащихся в сырье.

Из табл. 46 видно, что присутствие металлического железа на катализаторах не вызывает существенного отравляющего действия; все показатели у образцов с добавкой металлического железа оставались примерно такими же, как и у чистого катализатора. Присутствие различных соединений железа в алюмосиликатных катализаторах отражается на их паростабильности, причем наиболее резкое действие наблюдается при добавке гидроокиси железа. Так, индекс стабильности для катализатора I снизился на 48%, а для катализатора II — на 41%. Для образцов с двухвалентным ферросиликатом индекс стабильности снизился соответственно на 40 и 50%. Действие добавки трехвалентного ферросиликата сказывается менее резко.

Как и при многих других каталитических процессах начальная активность катализатора при гидрообессеривании нефтяных остатков менее важна, чем равновесная активность или скорость дезактивации катализатора. Присутствие в гя-желых нефтях тяжелых нестабильных асфальтеновых молекул, легко превращающихся в кокс, и металлорганических соединений, являющихся источником металлов, может вызывать весьма быструю дезактивацию катализатора. Таким образом, при гидрообессеривании нефтяных остатков дезактивация катализатора вызывается образованием как обильных отложений кокса на поверхности катализатора, так и накоплением отложений металлов из никель- и ванадийорганических соединений, содержащихся в нефти. Для поддержания начальной высокой активности катализатора необходимо, по возможности, уменьшить образования отложений кокса и металлов. Это требование является важнейшим при переработке нефтяных остатков.

Как указывалось выше, теплота реакции гидрирования сравнительно велика: при насыщении алкенов она достигает около 31 000, а при насыщении ароматических углеводородов — около 16 700 ккал на 1 кмолъ превращенного углеводорода. Надежное регулирование теплового режима играет исключительно важную роль, так как скорости реакции возрастают с 'повышением температуры и при отсутствии эффективного охлаждения подъем температуры может оказаться нерегулируемым. Для избирательного превращения в целевые продукты и увеличения продолжительности работы катализатора между регенерациями условия реакции необходимо поддерживать возможно близкими к изотермическим; подъел! температуры не должен превышать 6—11° С. Для ограничения подъема температуры в условиях промышленных установок применяют охлаждение холодным циркулирующим газом или впрыск жидкофазного сырья через распределительные устройства между слоями катализатора. Присутствие летучей жидкой фазы также оказывает корректирующее действие на подъем температуры, так как на испарение жидкости затрачивается часть тепла реакции, равная скрытой теплоте испарения. На некоторых установках применяют или промежуточные теплообменники между слоями катализатора, или несколько реакционных устройств типа трубчатого теплообменника.

Как правило, реакции жидкофазного окисления могут проводиться при значительно более низких температурах, чем это возможно при парофазных процессах. Во многих случаях избирательность реакции оказывается значительно выше, так как с высокими выходами образуются только один-два продукта. Для увеличения скорости окисления часто применяют соли металлов в качестве катализаторов. Легкость и глубина окисления зависят от таких факторов, как характер исходного сырья, присутствие катализатора, присутствие антиокислителей и параметры реакции — температура, давление кислорода, концентрация углеводородного сырья.

Присутствие избытка водяного пара весьма неблагоприятно сказывается на прочности катализатора: он размягчается и деформируется, спрессовываясь в сплошную массу еще до полной потери активности. Рост перепада давления в реакторе ведет к вынужденному прекращению работы. Выгрузка отработанного катализатора чрезвычайно затруднена, и ее приходится производить с помощью специальных высверливающих устройств. В связи с