Главная -> Словарь

Катализатора сравнительно

Сравнение нескольких поколений зарубежных установок каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора приведено в табл. 10.8.

Для гидрокрекинга газойлей при 15 МПа математическое моделирование показало, что при оптимальном распределении суммарный выход дизельного топлива и остатка может достигать 85%; при этом следует использовать четыре слоя катализатора. Сравнение результатов процесса в промышленном и оптимальном реакторах, приведенных на рис. 45, дано ниже :

Сравнение параметров пористой структуры свежего и отработанного в различных условиях катализатора показывает, что в процессе работы он уплотняется, причем содержание тонких пор снижается, очевидно, за счет спекания, а содержание пор радиусом 2,0—4,0 нм возрастает. В результате такого перераспределения пор по радиусам происходит уменьшение удельной поверхности.

Для гидрОКрекинга газойлей при 150 атм математическое моделирование показало, что при оптимальном распределении суммарный выход дизельного топлива и остатка может достигать 85 /о', при этом следует использовать четыре слоя катализатора. Сравнение результатов процесса в промышленном и оптимальном реакторах, приведенных на рис. Х-4, дано ниже:

Установки каталитического риформинга с непрерывной циркуляцией катализатора, работающие по технологии UOP и FIN, положительно зарекомендовали себя в промышленности. Преимущества этих процессов заключаются еще и в том, что оборудование реакторного блока практически аналогично оборудованию, применяемому на установках с периодической регенерацией катализатора. Сравнение показателей установки мощностью 4000 м3/сут по технологии FIN, работающих по обычной схеме и с непрерывной регенерацией, показывает , что капитальные вложения во втором случае увеличиваются только на .7,5%, количество катализатора в системе—на 5%; выход риформинг-бензина увеличивается на 1,6% и водорода — на 27 нм3/м3 сырья вследствие-возможности работать при меньшем давлении с сохранением активности катализатора. Кроме того, число рабочих часов в году увеличивается с 8100 до 8420. Но надежная работа системы с не-

Регенерационные устройства отечественных установок крекинга по конструктивному оформлению и схеме движения катализатора и газовой фазы делятся на две основные "группы. В первой группе регенерацию проводят в псевдоожиженном слое, разделенном на отдельные зоны вертикальными перегородками . В таких аппаратах движение фаз прямоточное. Ко второй группе регенераторов относятся аппараты, у которых объем псевдоожиженного слоя катализатора разделен на отдельные секции горизонтальными перфорированными решетками. Эти регенераторы имеют противоточную схему движения воздуха и катализатора. Сравнение рассмотренных регенерационных устройств и анализ технологических показателей их работы на отечественных установках крекинга- показали преимущество аппаратов с противоточным движением фаз.

Сравнение нескольких поколений зарубежных установок каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора приведено в табл. 10.8.

Сравнение нескольких поколений зарубежных установок каталитического риформинга со стационарным слоем катализатора приведено в табл. 8.8.

б) усовершенствование методов определения свойств катализатора; сравнение активностей всех катализаторов по скоростям, отнесенным к единице поверхности; усовершенствование

Рис. 1 иллюстрирует зависимость скорости прямой и обратной реакции чыс-/пранс-изомеризации диметилового эфира циклогексан-1,4-дикарбоновой кислоты от температуры в присутствии LiCl как катализатора. Сравнение относительных скоростей взаимных превращений цис- и транс- изомер а в присутствии найденных катализаторов показывает, что эти скорости практически одинаковы . Нами было исследовано также влияние аниона и катиона .соли на активность катализатора. В результате экспериментов было выяснено, что замена аниона в соли оказывает некоторое влияние на каталитическую активность галогенидов щелочных металлов, применявшихся в качестве катализаторов . По активности

и н-гексаном в присутствии того же катализатора. Сравнение данных показывает, что одна и та же степень превращения в опытах с олефинами достигается при более низких температурах, чем с насыщенными углеводородами. Анализ продуктов превращений пентена-1 и гексена-1 показывает, что реакции изомеризации и гидрогенизации протекают одновременно. На рис. 54 и 56 изображена зависимость выходов изомеров от степени превращения углеводородов. На примерах пентена-1 и гексена-1 показано, что при одинаковой степени превращения выход изомерных

Лабораторные испытания показали, что при значительном содержании мелких частиц и средних скоростях газа наблюдается канальный проскок газа, а при слишком большом содержании крупных частиц — пузырчатый проскок газа. Устойчивое псевдоожижение достигается при достаточно высоких скоростях газа и применении катализатора сравнительно широкого гранулометрического состава, преимущественно с размерами зерен 30 — 90 микрон. Однако с увеличением скорости газа значительно возрастает унос катализатора из слоя 1169J.

Замечательной особенностью реакций Дильса-Альдера является то, что они не требуют катализатора, сравнительно мало чувствительны к характеру применяемых растворителей и даже протекают легко в паровой фазе . Однако сообщения о том, что растворители в незначительной степени влияют на реакцию, в некоторых случаях, по-видимому, являются умеренным проявлением специфического катализа . Так как кинетически эти реакции бимолекулярные, они при разбавлении замедляются, но они весьма экзотермичны , поэтому разбавление часто бывает желательным, чтобы уменьшить скорость бурно идущей реакции.

Фосфорнокислотный катализатор — довольно агйтивный контакт: с 1 кг его можно получить 800 л изопропилбензола. Однако срок службы катализатора сравнительно 'небольшой 25—30 сут. Степень конверсии пропилена составляет 90—95%.

Как указывалось, константы к модели Смита определяются чисто эмпирически. Однако ввиду их малого числа объем экспериментальной работы для каждого катализатора сравнительно невелик. Если температурная зависимость констант не следует закону Аррениуса, а решение системы уравнений производится только на машине, то ее можно для ввода в ЭВМ задавать в табличном виде.

Газофазная изомеризация окиси пропилена проводится в трубчатом реакторе , заполненном катализатором. Реакция протекает при 250—350 °С и атмосферном давлении. Окись пропилена подается с объемной скоростью 0,5—1,0 ч"1 . Степень превращения составляет 50—60%, селективность процесса по аллиловому спирту приблизительно 90%. Активность катализатора сравнительно быстро снижается, поэтому период контактирования не превышает 24—28 ч. Время регенерации от 2 до 10 ч. Регенерация проводится кислородсодержащими растворителями или смесями . растворителей с водой под давлением, обеспечивающим жидкофазное состояние растворителя. На 1 объем

В качестве примера реакторов с изотермическим течением реакции рассмотрим аппараты, применяемые для процесса алкилиро-вания изобутана бутиленами с целью получения высокооктанового компонента бензина — алкилата . Реакция осуществляется в жидкой фазе при 5—10° с ис-пользованием в качестве катализатора 95—98%-ной серной кислоты. В зоне реакции концентрация кислоты в реакционной смеси около 50% объемы., хотя расход катализатора сравнительно небольшой: 10—15% от веса продуктов алкилировапия; кислота срабатывается в связи с понижением ее концентрации из-за поглощения некоторых органических соединений и воды, растворенной в исходном сырье. Для алкилирования требуется изобутана на 10—15% больше, чем это следует из стехиометрического соотношения, однако для подавления реакции полимеризации бутиленов, которая может протекать в этих условиях, в зоне реакции обеспечивается примерно пятикратный избыток циркулирующего изобутана.

При отпарке отработанного катализатора сравнительно легко удаляются углеводороды из промежутков между отдельными частицами катализатора и сравнительно трудно из пор, поэтому режим работы такой отпарной секции предопределяется не только гидродинамикой потоков катализатора и отпаривающего агента, но и скоростью диффундирующих в порах катализатора встречных потоков водяного пара и углеводородов. По имеющимся опытным данным продолжительность пребывания катализатора в зоне от-парки составляет 1—3 мин., а расход водяного пара 0,3—1% от веса отработанного катализатора.

Растворители не только являются средой, в которой концентрируется этилен, но благодаря наличию растворителей можно регулировать вязкость раствора полимера в реакторе и скорость полимеризации, отводить теплоту реакции и предохранять поверхность катализатора от покрытия слоем твердого полимера и тем самым сохранять активность катализатора сравнительно длительное время на высоком уровне.

Реакция , вызывающая расходование 8 — 12% общего количества превращенного аммиака, представляет собой непроизводительную потерю, которую можно несколько уменьшить сокращением продолжительности контакта. В практических условиях реакцию проводят, пропуская смешанный газовый поток через большое число слоев платиновой тонкой сетки при температуре около 1000° С продолжительность контакта чрезвычайно мала: Аммиак и метан подают в приблизительно эквимолекулярном отношении с несколько меньшим, чем стехиометрическое, количеством воздуха. Степень превращения аммиака в цианистый водород составляет около 60%. Метан и кислород расходуются полностью, превращаясь в окись углерода, водород и воду, содержащиеся в отходящем газе. Несколько более высокая степень превращения, а также больший срок службы катализатора могут быть достигнуты при использовании реакторов специальной конструкции или применении природного газа с низким содержанием высших углеводородов . Срок службы платинового катализатора сравнительно большой и достигает 4000 ч; однако происходит постепенное его разрушение; потеря металла за 1000 ч работы составляет 4 — 8%.

Как видно, выходы бутилена довольно приемлемы в этом процессе, а расход катализатора сравнительно небольшой.

Гидроформинг в неподвижном слое с платиновым катализатором . Существенным недостатком окисномолиб- денового и окиснохромового катализаторов гидроформинга являются отложение на них кокса и необходимость в связи с этим частой регенерации, что повышает стоимость установки и удорожает ее эксплуатацию. Значительное удешевление процесса достигается применением долго действующего платинового катализатора. Несмотря на высокую стоимость самой платины, стоимость платинового катализатора сравнительно невелика, так как катализатор содержит этого металла очень немного.