Главная -> Словарь

Катализатора температуры

Технологическая схема установки риформинга со стационарным слоем катализатора приведена на рисунке 1.1. Установка включает следующие блоки: гидроочистка сырья, очистки циркуляционного газа, каталитического риформинга, сепарации газов и стабилизации бензина.

Технологическая схема оксосинтеза. В технологии оксосинтеза реализованы все описанные выше способы проведения реакции и регенерации катализатора, а также процессы с кобальтовым и модифицированными кобальтовым и родиевым катализаторами. Однако родий очень дорог, а модифицированный кобальтовый катализатор менее активен и вызывает побочную реакцию гидрирования. Поэтому подавляющее число установок оксосинтеза до сих пор работает на традиционном кобальтовом катализаторе. Наиболее перспективным для него считается испарительно-солевой способ проведения реакции и регенерации катализатора.

В Японии фирмой Chisso разработан процесс высокотемпературного синтеза ди-2-этилгексилфталата в присутствии амфотерного катализатора. Технологическая схема процесса приведена на рис. 7.12. Расплав фталевого ангидрида и 2-этилгексанол вводят в реактор /, в котором протекает сиктез моноэфира фталевой

Технологическая схема подобных установок жидко-фазного и парофазного гидрокрекинга над стационарными катализаторами приводится в гл. VII.

Технологическая схема. Технологическая схема установки ката-* литического крекинга с движущимся шариковым катализатором приведена на рис. 51. Установка с плотным слоем циркулирующего шарикового катализатора имеет два основных аппарата: реактор для непрерывного каталитического крекирования сырья и регенератор для непрерывного удаления кокса с поверхности катализатора.

Технологическая схема. Технологическая схема установки каталитического крекинга с кипящим слоем катализатора приведена на рис. 56.

Технологическая схема указанного способа приведена на рис. 3.28. Раствор катализатора из растворителя ) поступает в смеситель 2, куда одновременно попадает л-ксилол. Приготовленная смесь насосом 3 непрерывно подается в реактор окисления 5, где смешивается с воздухом, вводимым в нижнюю часть реакционной зоны по тангенциально расположенным вводам. Окисление ведут при 210—230 °С и 2,4—2,7 МПа в условиях интенсивного перемешивания.

Технологическая схема прямого окисления этилена в окись этилена в стационарном слое катализатора приведена на рис. 27.

Температуру в реакторе можно регулировать измененном трех переменных: скорости циркуляции катализатора, температуры регенерированного катализатора и температуры поступающего сырья.

Количество циркулирующего между реакюром и регенератором катализатора зависит от мощности установки, температуры предварительного нагрева и качества сырья, температуры реакции, глубины крекинга сырья и других условий.

На 1 т сырья, поступающего в узел смешения, подается от реге-

Температурные режимы процессов крекинга сырья и сжи-•гания кокса регулируются путем изменения кратности циркуляции катализатора, температуры конечного нагрева сырья в змеевиках печей и воздуха в подогревателе. При необходимости, например в случае^довьшшняого выхода кокса и накопления его на катализаторе, реактор мо жет быть отключен, а непрерывная регенерация катализатора продолжена .

Су = 0,75 ккал/кг град — теплоемкость смеси углеводородов; N = 3,5 — весовая кратность циркуляции катализатора; ск = 0,25 ккал/кг град — теплоемкость катализатора. Температуры в крайних сечениях рабочей зоны:

Предложенная классификация , механизмов гидрогенолиза циклопентанов и циклобутанов весьма условна. Очевидно, что селективность протекания гидрогенолиза по тем или иным связям цикла зависит от природы катализатора, температуры, давления водорода и в су-'щественной степени от характера замещения в исходном циклоалкане. Влияние последнего фактора на кинетику и селективность гидрогенолиза моно-, ди- и по-лиалкилциклопентанОв более подробно рассмотрено несколько ниже. Однако и из сказанного ясно, что с изменением одного или нескольких из названных параметров могут существенно изменяться те или иные кинетические закономерности', что, естественно, повлечет за собой и изменение распределения продуктов гидроге-

Несмотря на различный механизм превращения парафиновых углеводородов на всех рассмотренных катализаторах, для них наблюдается общность кинетических закономерностей и торможение реакции изомеризации парафиновых углеводородов избытком водорода. Для всех катализаторов зависимость скорости реакции от парциального давления водорода носит экстремальный характер после достижения определенной концентрации водорода на поверхности катализатора. Величина и положение максимума зависят от типа катализатора, температуры и молекулярной массы парафинового углеводорода.

В аппаратах с движущимися слоями катализатора температуры поступающих потоков сырья и катализатора различны, и это может привести к различию температур потоков внутри реактора. В работе исследован трплопбмен между этими потоками при высоких температурах — до 700 °С . Расчеты приаеди к следующим результатам.

алюмосиликатного катализатора, температуры каталитического крекинга и требований, предъявляемых к качеству получаемого бензина.

В описанной лабораторной установке изучены зависимости показателей процесса крекинга от условий его проведения: размера частиц катализатора, степени закоксованпости катализатора, температуры, массовой скорости подачи сырья в зону катализа.

Температура исходного сырья на выходе из трубчатой печи устанавливается 530—540 "С, т. е. несколько ниже предельной безопасной для катализатора температуры. При неизменном количестве подаваемого воздуха с