Главная -> Словарь

Катализатора составлял

Полимеризация с фосфорной кислотой как катализатором. Важнейший способ полимеризации газообразных олефинов состоит в пропускании их над обработанными ортофосфорной кислотой кизельгуром, активированным углем или асбестом при температуре 170—220° и давлении 15—40 am. Наилучшим катализатором является смесь 75% ортофосфорной и 25% пирофосфорной кислот на кизельгуре. Содержание олефинов в полимеризате при применении этого катализатора составляет около 90%. Катализатор находится в виде шихты в специальных камерах; тепло полимеризации снимается добавлением холодного газа. Течение реакции полимеризации исходного сырья, очень богатого олефинами, регулируется добавлением газа депропанизации, в котором содержание олефинов сильно понижено полимеризацией.

Расщепление осуществляется таким же в принципе способом, как и предварительное гидрирование. Объемная производительность катализатора составляет также около 0,8. Исходным сырьем является смесь среднего масла Б стадии предварительного гидрирования и циркулирующего среднего масла ступени расщепления.

Нормальная нагрузка катализатора составляет 'примерно 18 л синтез-газа в час на 1 г рутения. Около 78% окиси углерода исходного газа превращается в жидкие и твердые продукты реакции, составляющие в' сумме примерно 136 г/м3. С 1 г рутения получают 0,24 г/час продуктов синтеза. При более значительных удельных нагрузках и, следовательно, скоростях газового потока глубина превращения падает ,и образуется меньше продуктов реакции из 1 м3 исходного газа. Общий выход с 1 г рутения возрастает до максимума, достигаемого при подаче 10 л синтез-газа в час на 1 г рутения.

В Советском Союзе разработан процесс специально для крекинга высококипящиж нефтяных фракций. Катализатором является порошкообразный нефтяной кокс, оказывающий сильное дегидрирующее воздействие. Поэтому в газообразных продуктах содержится значительная доля алкенов. Процесс протекает в кипящем слое при 700 СС и небольшом давлении . Исходный продукт впрыскивается вместе с водяным паром. Объемная производительность катализатора составляет 4—5 л/, время контакта колеблется в диапазоне 5—12 с. Реактор и генератор кокса снабжены обогревательными .рубашками. Оба агрегата нагреваются снаружи, т. е. косвенно. Специальные камеры сжигания вырабатывают необходимую для процесса теплоту.

Установлено, что оптимальный перепад давления, который можно рекомендовать для определения диаметра реактора с аксиальным вводом сырья и высоты слоя катализатора, составляет 0,004— 0,01 МПа на 1 м высоты слоя катализатора, что, в зависимости от вида очищаемого сырья, соответствует условной скорости подачи сырья на свободное сечение реактора до 0,2 м/с.

Сжиженный газ каталитического крекинга состоит преимущественно из С3 —С4 углеводородов, представляющих собой смесь олефинов и парафинов как нормального, так и изостроения. Выход их в зависимости от режима крекинга, качества сырья и катализатора составляет 12 — 25 % масс.

позволяет снизить расход водорода. Длительность работы катализатора составляет 7-12 мес, в зависимости от заданного содержания серы в продукте .

Содержание кокса на отводимом из реактора катализаторе составляет от 0,8 до 1,5%, а на регенерированном катализаторе около 0,5% вес. Количество добавляемого в систему свежего катализатора составляет 0,10—0,30 т на 100 т исходного сырья.

В зависимости от качеств катализатора, а также свойств сырья и условий эксплуатации установки удельный расход катализатора составляет 0,15 — 0,4% вес. от загружаемого в реактор свежего сырья. Для первоначальной загрузки реакционных аппаратов, бункеров, хранилищ и трубопроводов установки средней пропускной способности требуется несколько сотен тонн катализатора, а~круп-ной установки, например мощностью около 5000 т/сутки сырья, свыше 1000 т катализатора.

Минимальная протяженность пути, который воздух проходит в слое катализатора, составляет 75 см. В нижней секции, слжащей главным образом для охлаждения катализатора, эта длина пути больше, чем в расположенных выше . Гидравлическое сопро-швленае слоя возрастает с увеличением его толщины и скорости Движения воздуха.

Расход водяного пара на продувку одной тонны закоксован-ного катализатора составляет 5—10 кг ; согласно другим литературным источникам удельный расход пара не превышает 3,5 кг.

Кинетические закономерности реакции изомеризации н-пентана на алюмоплатиновом катализаторе,промотированном фтором,были изучены в связи с разработкой технологии процесса . Была установлена зависимость выхода изопентана от мольного отношения водород :н-пен-тан, рабочего давления, температуры и объемной скорости подачи н-пентана. Было изучено также влияние парциальных давлений н-пентана и водорода на скорость протекания реакции. Состав исходного сырья и продуктов реакции определялся с помощью газожидкостной хроматографии. Реакция протекала с высокой селективностью; выход продуктов распада не превышал 17с. Диаметр зерна катализатора составлял 1,5 мм. Для описания полученных закономерностей было использовано уравнение для случая мономолекулярной обратимой гетерогенной реакции, протекающей в струе . Преобразование уравнения дает следующее выражение для константы скорости реакции:

Поскольку главная трудность при непосредственном гидрообессери-вании или гидрокрекинге остатков - быстрая дезактивация катализатора, разрабатывается процесс и соответственно катализатор для деметаллизации сырья. Деметаллизацию на широкопористом катализаторе изучали для нефтяных остатков, содержащих 140-700 млн-1. Выход катализатора составлял 94%, содержание металлов - 20 млн-1. При этом расход катализатора на ступени гидрообессеривания снижался в три раза.

Исследования с помощью электронного микроскопа аморфных алюмосиликатных катализаторов и близких к ним по структуре силикагеля, окиси алюминия и др. показали , что в процессе старения размеры первичных частиц действительно изменяются. У катализатора, обработанного при 750°С паром, А. В.Киселев с сотрудниками обнаруживали частицы диаметром 400— 700 А . Диаметр частиц исходного катализатора составлял 100—200 А. У прокаленных при 900 °С образцов, как правило, частицы имеют те же размеры, что и у исходного катализатора, хотя иногда удается обнаружить и более крупные частицы.

Характерным для описываемого процесса являлась сравнительно низкая линейная скорость суспензии в реакторе, составлявшая 5—6 см/мин; эта скорость была недостаточна для обеспечения устойчивого транспорта тяжелых частиц катализатора, содержавшего свыше 50% никеля на кизельгуре. По расчетам , устойчивый транспорт этого катализатора в 10—15%-ном растворе углевода должен достигаться при линейной скорости жидкости 150— 180 см/мин, т. е. в 30 раз выше, чем на опытной установке. Из-за низкой линейной скорости суспензии в реакторе постепенно накапливались более крупные частицы катализатора; в некоторых случаях после 2—3 недель непрерывной работы в системе задерживалось 20—30 кг и более катализатора. В связи с этим изменение дозировки свежего катализатора в пределах 5—12% к углеводу при сохранении остальных параметров постоянными практически не влияло на состав гидрогенизата, так как часовой расход свежего катализатора составлял лишь 1—5% к общему его количеству в системе гидрогенолиза. Длительное пребывание катализатора в сфере реакции затрудняло его повторное использование: при проведении процесса с 2,5% свежего и 2,5% отработанного катализатора содержание глицерина в гидрогенизате уменьшалось в 1,5 раза и значительно увеличивалось в нем количество гликолей . Отмечено, что более глубокая дезактивация катализатора, сопровождающаяся не только снижением его активности, но и ухудшением селективяости, происходит при гид-рогенолизе неинвертированной сахарозы; в случае переработки инвертированного сахара отработанный катализатор имел лишь пониженную активность.

Первые промышленные установки синтеза Фишера-Тропша были оборудованы пластинчатыми реакторами, работавшими при атмосферном давлении на кобальтовых катализаторах. В процессе работы катализатор постепенно терял активность вследствие отложения на нем высокомолекулярных парафиновых углеводородов. Поэтому реактор периодически останавливали и экстрагировали парафины с катализатора бензиновой или дизельной фракцией. Срок службы катализатора составлял 3-6 мес. Таким образом, этот процесс как с технической, так и с экономической стороны являлся неудовлетворительным.

Катализатор медленно терял свою активность в результате того, что на его поверхности отлагались углерод и смолистые вещества. Это требовало периодической регенерации, которая заключалась в выжигании углеродистых отложений кислородом, разбавленным инертными газами. Общий срок службы катализатора составлял 6 месяцев.

Первые промышленные установки синтеза Фишера-Тропша были оборудованы пластинчатыми реакторами, работавшими при атмосферном давлении на кобальтовых катализаторах. В процессе работы катализатор постепенно терял активность вследствие отложения на нем высокомолекулярных парафиновых углеводородов. Поэтому реактор периодически останавливали и экстрагировали парафины с катализатора бензиновой или дизельной фракцией. Срок службы катализатора составлял 3-6 мес. Таким образом, этот процесс как с технической, так и с экономической стороны являлся неудовлетворительным .

В шестидесятых годах в ФРГ на заводе фирмгл СЬегтйкг.Ьс РаЬпЬ совместно с фирмой Ьпг^1 ОН была создана опытнан установка производительностью 100 -150кг спиртов в сутки для непрерывной прямой гидрогенизации фракции кислот С1— С0 на суспендированном медь-хромовом катал изаторет. Процесс проводился при 300 'С/ 300 ат н объемной скорости сырья 0,4 ч"1. Расход катализатора составлял 0, .1 -0,6% на сырье. Никаких сведений о дальнейшем использовании этого процесса в ФРГ опубликовано не было. С помощью фирмы Ьиг^) ОМ была сооружена небольшая промышленная установка в Румынской Народгой Республике26! г'к.

Опыты проводили на лабораторной установке каталитического крекинга со стационарным слоем катализатора. Объем катализатора составлял 100 см3. Температура в реакторе во всех случаях была 450°, объемная скорость сырья 1,0 объем/объем час, продолжительность крекинга 30 мин.

Из сравнения данных материального баланса опытов видно, что в процессе пиролиза крекинг-остатка при 580° С в присутствии Ре2Оз выход конденсата составлял 59,4 и 74,1 % — при пиролизе без катализатора. Выход кокса и газа в результате пиролиза без катализатора составлял соответственно 13,35 и 12,14%. В присутствии же Fe203 количество кокса составляло 14,35%, а количество газа возросло до 25,95%.

Для изучения процесса были проведены опыты на лабораторных и укрупненных установках, в которых объем катализатора составлял от 0,2 до 100 л. Процесс проводился в одну, две и большее число ступеней без рециркуляции газа и с рециркуляцией.